universidad nacional de ingeniería facultad de petróleo, gas natural ...

UNIVERSIDAD NACIONAL DE INGENIERÍA

FACULTAD DE PETRÓLEO, GAS NATURAL Y

PETROQUÍMICA

“Diseño Conceptual para Aumentar la Capacidad Actual de la Planta de

Procesamiento de Gas Natural Pariñas de Graña y Montero Petrolera S.A.”

TESIS PARA OPTAR EL TÍTULO PROFESIONAL DE:

INGENIERO PETROQUÍMICO

ELABORADO POR:

GUSTAVO DANIEL KOCHI KIKUCHI

PROMOCIÓN: 2012-II

LIMA-PERÚ

2013

ii

SUMARIO

La planta de Procesamiento de Gas Natural Pariñas tiene la capacidad de procesar hasta 40

MMPCSD de Gas Natural Asociado proveniente de pozos petroleros cercanos a la planta.

A partir del Gas Natural Asociado se obtienen Gas Natural Seco (usado para la generación

de energía eléctrica), GLP y Solvente HAS (Hidrocarburo Acíclico Saturado).

El principal propósito de esta tesis es realizar el diseño conceptual para la ampliación de la

capacidad de procesamiento de la Planta de Gas Pariñas. Esto debido a que se prevé un

aumento en la demanda de Gas Natural Seco para generación eléctrica en el noroeste del

Perú.

iii

ÍNDICE

CAPÍTULO 1: PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA,

HIPÓTESIS Y VARIABLES 1

1.1. Problemática 1

1.2. Formulación del Problema 1

1.3. Objetivos 2

1.4. Hipótesis 2

1.5. Variables 2

CAPÍTULO 2: MARCO TEÓRICO 4

2.1. Antecedentes de la Investigación 4

2.2. Breve Descripción de los Procesos de la Planta 4

2.3. Breve Descripción de los Procesos

Auxiliares de la Planta 7

CAPÍTULO 3: METODOLOGÍA DE LA INVESTIGACIÓN 9

CAPÍTULO 4: ESTUDIO DE MERCADO 11

CAPÍTULO 5: DESARROLLO DEL MODELO 21

5.1. Modelo de la Simulación 21

5.2. Diseño de Torres de Absorción y Fraccionamiento 27

5.3. Diseño de Intercambiadores de Calor 28

5.4. Diseño de Separadores Verticales 28

5.5. Diseño de Separadores Trifásicos 30

5.6. Diseño de Aero-Enfriadores 34

5.7. Diseño de Hornos 38

5.8. Diseño de Tanques Acumuladores 46

5.9. Diseño de Tuberías 47

5.10. Costo por Equipos 47

CAPÍTULO 6: ANÁLISIS DE RESULTADOS 61

6.1. Resultados de la Simulación 61

6.2. Equipos del Área de Procesos 62

iv

6.3. Sistema de Refrigeración 70

6.4. Sistema de Regeneración de Glicol 71

6.5. Sistema de Fluido Térmico 73

6.6. Tanques Acumuladores 74

CAPÍTULO 7: EVALUACIÓN ECONÓMICA 76

CAPÍTULO 8: CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES 98

CAPÍTULO 9: GLOSARIO 101

CAPÍTULO 10: BIBLIOGRAFÍA 102

CAPÍTULO 11: ANEXOS 105

Anexo 1 - Balance de Materia de la Ampliación 106

Anexo 2 - Diagramas de Flujo de Proceso (PFD) 112

Anexo 3 - Hojas de Datos de las Torres de Absorción y

Fraccionamiento 118

Anexo 4 - Hojas de Datos de los Intercambiadores de Calor 139

Anexo 5 - Plano de Disposición de los Equipos 149

Anexo 6 – Lista de Tuberías 156

v

ÍNDICE DE CUADROS

CUADRO N° 2.1 COMPONENTES DEL GNA. 4

CUADRO N° 4.1 RESERVAS DE GAS NATURAL

(MMPC) EN LA COSTA NORTE. 11

CUADRO N° 4.2 CONSUMO DE GAS NATURAL

EN MMPC 12

CUADRO N° 4.3 PRODUCCIÓN DE GLP EN

MILES DE BARRILES 13

CUADRO N° 4.4 PRODUCCIÓN DE NUEVAS

UNIDADES DE PROCESAMIENTO 14

CUADRO N° 4.5 PRODUCCIÓN DE HAS EN

MILES DE BARRILES. 14


UNIDADES DE PROCESAMIENTO 15

CUADRO N° 4.7 VENTAS DE GLP DE PRODUCTORES

E IMPORTADORES (MILES DE BARRILES) 15

CUADRO N° 4.8 PROYECCIÓN DE POBLACIÓN

POR DEPARTAMENTOS 16

CUADRO N° 4.9 CONSUMO PER CÁPITA DE GLP 17

CUADRO N° 5.1 COMPOSICIÓN DEL GAS DE

ENTRADA A LA PLANTA 21

CUADRO N° 5.2: COMPOSICIÓN FLUIDO

REFRIGERANTE 25

CUADRO N° 5.3 RELACIÓN DE ÁREAS DE

FASE ACUOSA/TOTAL 32

CUADRO N° 5.4: RELACIONES DE ÁREAS 34

CUADRO N° 5.5: FACTOR DE CORRECCIÓN

POR VISCOSIDAD 36

CUADRO N° 6.1: COMPOSICIÓN GAS RESIDUAL 61

CUADRO N° 6.2: COMPOSICIÓN GLP 61

CUADRO N° 6.3: COMPOSICIÓN SOLVENTE HAS 62

CUADRO N° 6.4 EVALUACIÓN DE

INTERCAMBIADORES DE CALOR 64

CUADRO N° 6.5 DISEÑO DE

INTERCAMBIADORES DE CALOR 65


AERO-ENFRIADORES 65

CUADRO N° 6.7 DISEÑO DE AERO-ENFRIADORES 66

CUADRO N° 6.8 EVALUACIÓN DE SEPARADORES

vi

VERTICALES 66

CUADRO N° 6.9 DISEÑO DE SEPARADORES

VERTICALES 67

CUADRO N° 6.10 EVALUACIÓN DE SEPARADORES

TRIFÁSICOS 67

CUADRO N° 6.11 DISEÑO DE SEPARADORES

TRIFÁSICOS 68

CUADRO N° 6.12 EVALUACIÓN DE BOMBAS 69

CUADRO N° 6.13 ESPECIFICACIÓN DE BOMBAS 69

CUADRO N° 6.14 ESPECIFICACIONES DEL

COMPRESOR 70


AERO-ENFRIADORES DEL SISTEMA

DE REFRIGERACIÓN 70

CUADRO N° 6.16 DISEÑO DE AERO-ENFRIADORES 71

CUADRO N° 6.17 EVALUACIÓN DE SEPARADOR 71

CUADRO N° 6.18 DISEÑO DE SEPARADOR 71

CUADRO N° 6.19 EVALUACIÓN DEL SISTEMA

DE REGENERACIÓN DE GLICOL 72

CUADRO N° 6.20 DISEÑO INTERCAMBIADOR

MEG/MEG 72

CUADRO N° 6.21 DISEÑO DE HAZ DE TUBOS 72

CUADRO N° 6.22 ESPECIFICACIÓN DE BOMBA 73

CUADRO N° 6.23 EVALUACIÓN HORNO 73

CUADRO N° 6.24 DISEÑO HORNO 74

CUADRO N° 6.25 EVALUACIÓN BOMBA 74

CUADRO N° 6.26 DISEÑO BOMBA 74

CUADRO N° 6.27 DISEÑO DE TANQUES

ACUMULADORES 75

CUADRO N° 7.1 COSTO DE SEPARADORES 76

CUADRO N° 7.2 COSTO DE TORRES 77

CUADRO N° 7.3 COSTO DE INTERCAMBIADORES

DE CALOR 77

CUADRO N° 7.4 COSTO DE AERO-ENFRIADORES 78

CUADRO N° 7.5 COSTO DE BOMBAS 78

CUADRO N° 7.6 COSTO DE BOMBAS CON REPUESTO 79

CUADRO N° 7.7 COSTO DEL COMPRESOR 79

CUADRO N° 7.8 COSTO DEL HORNO 79

CUADRO N° 7.9 INVERSIÓN DE AUXILIARES A ISBL 80

CUADRO N° 7.10 INVERSIÓN DE MATERIALES 80

CUADRO N° 7.11 INVERSIÓN DE CONSTRUCCIÓN Y

vii

MONTAJE DE ISBL 81

CUADRO N° 7.12 INVERSIÓN DE CONSTRUCCIÓN Y

MONTAJE DE OSBL 81

CUADRO N° 7.13 INVERSIÓN TOTAL 82

CUADRO N° 7.14 COSTO DE OPERACIÓN –

CASO BASE 83

CUADRO N° 7.15 COSTO DE MANTENIMIENTO –

CASO BASE 84

CUADRO N° 7.16 INGRESOS – CASO BASE 84

CUADRO N° 7.17 FLUJO DE CAJA – CASO BASE 85

CUADRO N° 7.18 VAN – CASO BASE 86

CUADRO N° 7.19 COSTO DE OPERACIÓN – CASO 1 88

CUADRO N° 7.20 INGRESOS – CASO 1 89

CUADRO N° 7.21 FLUJO DE CAJA

(CARGA DE 15 MMPCSD) – CASO 1 90

CUADRO N° 7.22 VAN – CASO 1 91

CUADRO N° 7.23 COSTO DE OPERACIÓN – CASO 2 93

CUADRO N° 7.24 INGRESOS - CASO 2 94

CUADRO N° 7.25 FLUJO DE CAJA

(CARGA DE 10 MMPCSD) - CASO 2 95

CUADRO N° 7.26 VAN - CASO 2 96

CUADRO N° 11.1 ESPACIAMIENTO ENTRE

EQUIPOS (EN METROS) 151

CUADRO N° 11.2 ESPACIAMIENTO ENTRE

EQUIPOS (EN METROS) SEGÚN GE GAP 152

CUADRO N° 11.3 RESUMEN DE ESPACIAMIENTOS

RECOMENDADOS 153

CUADRO N° 11.4 ESPACIAMIENTO DE EQUIPOS

SEGÚN DISPOSICIÓN DE EQUIPOS PLANTEADA 153

CUADRO N° 11.5 LISTA DE TUBERÍAS PARA EL

ÁREA DE PROCESOS 157


SISTEMA DE FLUIDO TÉRMICO 158


SISTEMA DE REFRIGERACIÓN 158


SISTEMA DE REGENERACIÓN DE GLICOL 159

viii

ÍNDICE DE FIGURAS

Figura 2-1 Proceso de Absorción Refrigerada 6

Figura 2-2: Sistema de Refrigeración 7

Figura 2-3: Sistema de Regeneración de Glicol 8

Figura 2-4: Sistema de Fluido Térmico 8

Figura 3-1: Diagrama de Flujo de Metodología 10

Figura 4-1: Reservas de Gas Natural Asociado

en la Costa Norte del Perú 12

Figura 4-2: Producción de GLP en la Costa

Norte del Perú 13

Figura 4-3: Producción de Solventes HAS y HAL 14

Figura 4-4: Ventas de GLP de Productores

e Importadores en la Costa Norte del Perú 16

Figura 4-5: Proyección de Ventas de GLP 17

Figura 4-6: Producción Proyectada vs. Proyección

de Ventas 18

Figura 4-7: Producción de Pinturas 19

Figura 4-8: Contenido de Solvente en Pinturas 19

Figura 4-9: Demanda vs Oferta de HAS 20

Figura 5-1: Desarrollo de la Simulación del Área de

Procesos en HYSYS 23

Figura 5-2: Desarrollo de la Simulación del Área de

Procesos en HYSYS 24

Figura 5-3: Simulación del Área de Procesos en

HYSYS 25

Figura 5-4: Simulación del Sistema de Refrigeración

en HYSYS 26

Figura 5-5: Simulación del Sistema de Regeneración

de Glicol 26

Figura 5-6: Simulación del Sistema de Fluido

Térmico en HYSYS 27

Figura 5-7: Factor J 36

Figura 5-8: Coeficiente de Película para el Aire 37

Figura 5-9: Relación entre el Flujo de Gases

de Combustión por Calor Liberado 39

Figura 5-10: Parámetro R2 40

Figura 5-11: Temperatura de Salida del Gas de

Combustión 42

Figura 5-12: Coeficiente de Convección 43

ix

Figura 5-13: Costo de Compra de Separadores 48

Figura 5-14: Factor de Presión y Factor de Material

de Separadores 48

Figura 5-15: Factor de Módulo Simple para

Separadores 49

Figura 5-16: Costo de Compra de cada Plato de las

Torres 50

Figura 5-17: Costo de Compra de Intercambiadores

de Calor 51

Figura 5-18: Factor de Presión para Intercambiadores

de Calor 52

Figura 5-19: Factor de Módulo Simple para

Intercambiadores de Calor 52

Figura 5-20: Costo de Compra de Aero-Enfriadores 53

Figura 5-21: Factor de Presión de Aero-Enfriadores 54

Figura 5-22: Factor de Módulo Simple de

Aero-Enfriadores 55

Figura 5-23: Costo de Compra de Bombas 56

Figura 5-24: Factor de Presión de Bombas 56

Figura 5-25: Factor de Módulo Simple de Bombas 57

Figura 5-26: Costo de Compra y Factor de Módulo

Simple de Compresores 58

Figura 5-27: Costo de Compra y Factor de

Módulo Simple de Motores de Compresores 59

Figura 5-28: Costo de Compra de Hornos 60

Figura 6-1: Nuevo Haz de Tubos de Intercambiador

MEG/MEG 72

Figura 7-1: VAN a Diferentes Tasas de Descuento

– Caso Base 87

Figura 7-2: Periodo de Recuperación de la Inversión

– Caso Base 87


– Caso 1 92


– Caso 1 92


– Caso 2 97


– Caso 2 97

1

CAPÍTULO 1: PLANTEAMIENTO DEL

PROBLEMA, HIPÓTESIS Y VARIABLES

1.1.Problemática

La empresa de generación eléctrica que consume el Gas Natural Seco producido en la

Planta de Procesamiento de Gas Pariñas va ampliar su capacidad de generación eléctrica,

mediante la implementación de un turbina de gas, por lo que se ha establecido que también

aumente su consumo de Gas Natural Seco, por lo que la Planta de Procesamiento de Gas

también debe aumentar su capacidad de procesamiento para poder abastecer la demanda de

esta empresa.

Tanto la planta de Procesamiento de Gas como la planta de generación eléctrica se

encuentran ubicadas en la zona noroeste del país, Región Piura, provincia de Talara.

1.2.Formulación del Problema

¿Será posible ampliar la capacidad de procesamiento de la Planta de Procesamiento de Gas

Pariñas de Graña y Montero Petrolera S.A. (GMP)?

¿Qué equipos nuevos tendrán que instalarse y qué equipos existentes tendrán que ser

modificados para poder ampliar la capacidad de procesamiento de la planta?

¿La ampliación de la planta será rentable?

¿Se podrá abastecer de Gas Natural Asociado a la planta si se amplía su capacidad?

2

1.3.Objetivos

Objetivo General:

Realizar el Diseño Conceptual para poder ampliar la capacidad de la Planta de

Procesamiento de Gas Natural Pariñas de forma óptima y sirva de punto de partida

para la Ingeniería Básica y a la Ingeniería de Detalle del Proyecto.

Objetivos Específicos:

Desarrollar una Simulación de los procesos necesarios para la ampliación de la

Planta de Procesamiento de Gas Natural Pariñas.

Hacer un análisis de los equipos nuevos necesarios y el incremento de la capacidad

de los equipos actuales para poder realizar una ampliación en la Planta de

Procesamiento de Gas Natural Pariñas.

Determinar las dimensiones de los equipos necesarios para la ampliación.

Realizar un análisis económico de la ampliación de la planta.

1.4.Hipótesis General

Es factible aumentar la capacidad de procesamiento de la Planta de Gas Pariñas de forma

económicamente viable, usando como materia prima la producción de Gas Natural

Asociado de los pozos cercanos a la planta.

1.5.Variables

Las principales variables para realizar el diseño conceptual para la ampliación de la Planta

de Procesamiento de Gas Pariñas, son:

Variables Independientes:

Flujo Volumétrico de Gas Natural Asociado de Alimentación a la Planta de

Procesamiento de Gas Natural Pariñas.

Las condiciones de alimentación a la planta (presión y temperatura).

Las variables de Operación de la Planta de Procesamiento de Gas Natural Pariñas

(presión, temperatura, caudales, etc.).

3

Variables Dependientes:

Producción de Gas Natural Seco, GLP y HAS.

Estas variables se determinarán usando la simulación de los procesos necesarios

para la ampliación.

Dimensiones de los Equipos necesarios para la Ampliación.

Estas variables se determinarán usando las condiciones de operación de los procesos

y propiedades físico-químicas obtenidas de la simulación, usando correlaciones o

software de ingeniería, dependiendo del caso.

Costo de los equipos.

Se determinará el costo de los equipos en base a sus dimensiones, a su área

superficial, potencia (en el caso de bombas y compresores), etc.

4

CAPÍTULO 2: MARCO TEÓRICO

2.1.Antecedentes de la Investigación

En julio de 2011, Graña y Montero Petrolera S.A. (GMP) realizó un informe titulado

“Informe para Desarrollo de Análisis de Prefactibilidad de la Ampliación de Capacidad de

Procesamiento de Gas en las Plantas de GMP”, en el cuál se realizó un análisis acerca de

los posibles escenarios que se tendría en el futuro, en cuanto al consumo de Gas Natural

Seco. En este trabajo se planteó la posibilidad de ampliar la capacidad de la planta en 20

MMPCSD, con lo cual la capacidad de la planta podría alcanzar hasta 60 MMPCSD.

2.2.Breve Descripción de los Procesos de la Planta

La Planta de Procesamiento de Gas Pariñas fue diseñada para producir GLP, solvente HAS

y Gas Natural Seco, a partir de Gas Natural Asociado (GNA) proveniente de pozos

petroleros cercanos a la planta. En el cuadro 2.1 se muestran los compuestos que contiene:

CUADRO N° 2.1 COMPONENTES DEL GNA.

Compuestos

Dióxido de Carbono 2,4-Dimetil Pentano 2,2,3-Trimetilpentano

Oxígeno 2,2,3-Trimetilbutano Ctc-1,2,4-Trimetilciclopentano

Nitrógeno Benceno Ctc-1,2,3-Trimetilciclopentano

Metano 3,3-Dimetilpentano Tolueno

Etano Ciclohexano 2,3-Dimetilhexano

Propano 2-Metilhexano 2-Metilheptano

Isobutano 2,3-Dimetilpentano 4-Metilheptano

N-Butano 1,1-Dimetilciclopentano 3-Metilheptano

Isopentano 3-Metilhexano 3-Etilhexano

n-Pentano Cis-1,3-Dimetilciclopentano Trans-1,4-Dimetilciclohexano

2,2-Dimetilbutano Trans-1,3-Dimetilciclopentano Cct-1,2,4-Trimetilciclopentano

2,3-Dimetilbutano Trans-1,2-Dimetilciclopentano 1-Metil-1-Etilciclopentano

2-Metilpentano 3-Etil-pentano N-Octano

3-Metilpentano N-Heptano Isopropilciclopentano

N-Hexano Metilciclohexano Cis-1,2-Dimetilciclohexano

2,2-Dimetilpentano 2,2-Dimetilhexano Etilciclopentano

Metilciclopentano Agua -

Fuente: GMP

Una vez que el Gas Natural Asociado ingresa a la planta, es enfriado en Intercambiadores

de Calor Gas/Gas, usando el Gas Natural Seco que se produce en la planta. Luego se enfría

más el GNA mediante “Chillers” (enfriadores) que usan propano cómo fluido refrigerante.

5

Para evitar la formación de hidratos, se inyecta glicol al gas al ingreso de cada

intercambiador de calor y de cada chiller.

El gas proveniente de los “Chillers” ingresa a un separador trifásico denominado Separador

Frío, el cual es un separador de 3 fases, donde se separan la fase vapor, los hidrocarburos

condensados y la fase acuosa que contiene el glicol. La fase vapor es enviada como carga a

la Torre Deetanizadora (ver figura 2-1), los hidrocarburos condensados también son

enviados a la torre mediante una bomba, ingresando en platos distintos, mientras que la fase

acuosa es enviada al Sistema de Regeneración de Glicol. Por el tope de la torre se obtiene el

Gas Natural Seco, el cual se mezcla con el solvente HAS obtenido de la Torre

Debutanizadora e ingresa a los Condensadores, los cuales también utilizan propano como

fluido refrigerante y al igual que con los otros intercambiadores se utiliza glicol para evitar

la formación de hidratos.

La corriente que sale de los Condensadores ingresa al Acumulador de Reflujo de la Torre

Deetanizadora, donde se separan una vez más la fase gaseosa, los condensados y la fase

acuosa; y se obtiene el Gas Natural Seco, el cual es enviado a los intercambiadores gas/gas

y luego hacia una planta termo-eléctrica para la generación de electricidad. Los

condensados provenientes del acumulador ingresan a la torre como reflujo.

Los líquidos que se obtienen por el fondo de la Torre Deetanizadora son enviados a la Torre

Debutanizadora, la carga es calentada utilizando los productos del fondo de la misma torre

en un Intercambiador de Calor. Por el tope de la torre se obtiene el GLP y por el fondo

solvente HAS, luego la corriente de solvente HAS es divida en dos, una se mezcla con el

tope de la Torre Deetanizadora y la otra se va a almacenamiento.

6

El diagrama resumido del proceso es el siguiente:

Figura 2-1: Proceso de Absorción Refrigerada

Fuente: Elaboración Propia

7

2.3.Breve Descripción de los Procesos Auxiliares de la Planta

2.3.1. Sistema de Refrigeración

La función del sistema de refrigeración es la de proveer el fluido refrigerante (propano) al

sistema, principalmente a los chillers de propano y a los condensadores de la torre

deetanizadora. El Sistema de Refrigeración utiliza un compresor de 2 etapas que comprime

el propano proveniente de los intercambiadores de la planta, el cual luego es enfriado

mediante el uso de una válvula de expansión para alcanzar la temperatura necesaria para

enfriar los “chillers” de propano y los condensadores de la torre deetanizadora. En la figura

2-2 se observa el diagrama resumido del proceso:

Figura 2-2: Sistema de Refrigeración


2.3.2. Sistema de Regeneración de Glicol

La función del sistema de regeneración de glicol (ver fig. 2-3) es el de eliminar la humedad

absorbida por el glicol rico en los chillers de propano y condensadores de la torre

deetanizadora. El glicol rico proveniente del separador frío y del acumulador de reflujo de

la torre deetanizadora ingresa a un intercambiador de calor donde es calentado con el glicol

pobre que sale del regenerador, luego el glicol rico se vuelve a calentar usando el

condensador de reflujo del regenerador de glicol. Los vapores de hidrocarburo que se

forman por este calentamiento son enviados al sistema de antorcha, el glicol calentado

ingresa al regenerador de glicol, el cual es una torre empacada. Por el fondo del

regenerador se obtiene el glicol regenerado, el cual es enfriado con el glicol rico que

8

ingresa al sistema de regeneración y es inyectado nuevamente a los chillers de propano y

condensadores de la torre deetanizadora.

Figura 2-3: Sistema de Regeneración de Glicol


2.3.3. Sistema de Fluido Térmico

El fluido térmico usado en la planta es el Therminol 55, el cual es calentado y utilizado para

los reboilers de la torre deetanizadora y de la torres debutanizadora, luego parte del fluido

térmico que sale de los reboilers de las torres es usado en el reboiler del regenerador de

glicol. Después de esto, el fluido térmico es bombeado hacia el horno, en donde es

calentado.

Figura 2-4: Sistema de Fluido Térmico


9

CAPÍTULO 3: METODOLOGÍA DE LA INVESTIGACIÓN

Para realizar el diseño conceptual para ampliar la capacidad de procesamiento de la Planta

de Gas Pariñas de Graña y Montero S.A., se siguió la siguiente metodología de

investigación:

1. En base a los datos de diseño y a las variables de operación del proceso de la planta

registrados en el año 2012, se simula los procesos necesarios para realizar la

ampliación de la capacidad de la planta, incluyendo los procesos auxiliares de fluido

térmico, sistema de refrigeración y el sistema de regeneración de glicol.

2. Se evalúa la capacidad de los equipos, utilizando la información obtenida de la

simulación y la información de los “data sheet” de los equipos. Y se determina si es

necesario instalar un equipo nuevo o si se puede ampliar el equipo existente.

3. Con los datos obtenidos del simulador, se realiza el diseño conceptual de los

equipos necesarios para la ampliación en el área de procesos, en el sistema de

refrigeración, sistema de regeneración de glicol y sistema de fluido térmico. Usando

software de simulación de procesos y de diseño y métodos de diseño de equipos

extraídos del Data Book del GPSA (Gas Processors Suppliers Association) y otras

bibliografías mencionadas en Capítulo 5: Desarrollo del Modelo.

4. Una vez que se tienen las dimensiones de los equipos, se procede a determinar el

costo por equipos, en base al libro “Procesos de Ingeniería Química” Gael Ulrich.

5. En base al costo por equipos y el estudio de inversión de la planta, se calcula la

inversión necesaria para la ampliación.

6. En base a la información de la planta registrada en el año 2012, se determina el

costo de operación de los procesos nuevos. Además de estimarse el costo de

mantenimiento en base al costo por equipos y los ingresos en base a la producción

que se obtiene de la simulación.

7. Finalmente, con esta información se realiza la evaluación económica del proyecto,

determinándose el valor actual neto y la tasa interna de retorno.

10

En el siguiente diagrama de flujo se muestra la metodología de la investigación usada:

Figura 3-1: Diagrama de Flujo de Metodología

InicioInicio

Simulación del Proceso

Simulación del Proceso

¿Se puede Usar?¿Se puede Usar?

¿Se puede Modificar?

¿Se puede Modificar?

Análisis deEquipos

Análisis deEquipos

Diseño de Equipo Nuevo

Diseño de Equipo Nuevo

Diseño deEquipo

Ampliado

Diseño deEquipo

Ampliado

SÍ NO

NO

SÍ

DeterminaciónDe Costo por Equipos

DeterminaciónDe Costo por Equipos

Determinación deInversión

Determinación deInversión

EvaluaciónEconómica

EvaluaciónEconómica

Obtener Información

Obtener Información

ConclusionesConclusiones

RecomendacionesRecomendaciones

FinFin


11

CAPÍTULO 4: ESTUDIO DE MERCADO

El objetivo de ampliar la capacidad de procesamiento de la Planta de Gas de Pariñas es

poder cubrir la demanda de Gas Natural Seco para generación eléctrica, para lo cual está

proyectado que se debe ampliar la capacidad de procesamiento de la planta desde 40

MMPCSD hasta 60 MMPCSD (incremento de 20 MMPCSD).

Disponibilidad de Materia Prima

La planta procesa el Gas Natural Asociado que proviene de los pozos petroleros cercanos a

ella, por lo que para estudiar la disponibilidad de materia prima, sólo se considera los pozos

de la zona Costa Norte del país. Las reservas de Gas Natural en la Costa Norte del país son

las siguientes:

CUADRO N° 4.1 RESERVAS DE GAS NATURAL (MMPC) EN LA COSTA NORTE.

Tipo de

Reserva

Año

Probadas Probables Posibles

2002 159 720 668 920 603 600

2003 186 817 664 440 650 922

2004 200 308 670 670 650 772

2005 212 960 661 340 648 690

2006 206 545 664 434 744 799

2007 202 694 665 752 748 314

2008 333 000 652 600 810 360

2009 247 300 414 600 347 900

2010 241 700 401 300 266 400

2011 911 620 478 590 183 380

Fuente: Reservas de Gas Natural: Anuario 2011, Capítulo III, Minem (8)

12

Figura 4-1: Reservas de Gas Natural Asociado en la Costa Norte del Perú

Fuente: Reservas de Gas Natural: Anuario 2011, Capítulo III, Minem (8)

El consumo de Gas Natural Asociado de la zona está dado por la Planta de Procesamiento

de Gas Natural Pariñas de GMP S.A. y por la Procesadora de Gas Pariñas, en el siguiente

cuadro se muestra el consumo de Gas Natural Asociado en la zona, considerando la

ampliación:

CUADRO N° 4.2 CONSUMO DE GAS NATURAL EN MMPC.

Empresa Consumo (MMPCSD)

Planta de Procesamiento de Gas Natural Pariñas de GMP S.A. 44

Procesadora de Gas Pariñas S.A.C 50

Ampliación de Planta de Procesamiento de Gas

Natural Pariñas de GMP S.A. 20

Total 114

Fuente: Osinergmin: Listado Base de Plantas de Procesamiento de Hidrocarburos

Registradas al 15 Mayo del 2012 (10), GMP

En base a las Reservas Probadas del año 2011 y al Consumo Total de Gas Natural Asociado

de la Zona se calcula que las reservas durarían 21.9 años más.

0

100,000

200,000

300,000

400,000

500,000

600,000

700,000

800,000

900,000

1,000,000

2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011 2012

MMPC

Año

Probadas

Probables

Posibles

13

Oferta

Los productores de GLP en el norte del país son la Planta de Gas Pariñas (GMP S.A.), la

Procesadora de Gas Pariñas (Savia) y la Refinería Talara de Petroperu. A continuación se

muestra su producción de GLP en los últimos 10 años:

CUADRO N° 4.3 PRODUCCIÓN DE GLP EN MILES DE BARRILES.

Empresa

Año EEPSA/GMP

Procesadora de

Gas Pariñas

Petroperu

(Ref. Talara) Total

2001 133.8 - 1680.5 1814.3

2002 107.7 - 1816.2 1923.9

2003 114.3 - 1695.6 1809.9

2004 128.8 - 1875.2 2004.0

2005 127.1 84.9 1868.9 2080.9

2006 155.9 349.0 1608.5 2113.4

2007 163.6 407.1 1766.1 2336.8

2008 178.3 301.4 1854.2 2333.9

2009 304.2 123.6 1657.3 2085.1

2010 331.9 329.0 1800.8 2461.7

2011 337.5 316.3 1564.7 2218.5

Fuente: Anuario 2010: Actividades de Refinación – Minem (12), Anuario 2011:

Actividades de Refinación – Minem (13)

Figura 4-2: Producción de GLP en la Costa Norte del Perú



0.0

500.0

1000.0

1500.0

2000.0

2500.0

3000.0

2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011

Producción (Miles de Barriles)

Año

EEPSA/GMP

Procesadora deGas Pariñas

Petroperu(Refinería Talara)

Producción Total

14

La Producción de GLP de las nuevas unidades de procesamiento:

CUADRO N° 4.4 PRODUCCIÓN DE NUEVAS UNIDADES DE PROCESAMIENTO

Escenario Carga (MMPCSD) Producción de GLP (BPD)

Escenario Pesimista 10 281.2

Escenario Promedio 15 415.6

Escenario Optimista 20 552.0


Además de la producción de las nuevas unidades de procesamiento, se tiene que tener en

cuenta el Proyecto de Modernización de la Refinería Talara, con el cual la Refinería Talara

tendrá una producción nominal de GLP de 8831 BPD.

Los productores de solventes HAS/HAL (Hidrocarburo Alifático Ligero) son la Planta de

Gas Pariñas (GMP S.A.) y la Procesadora de Gas Pariñas (Savia). A continuación se

muestra su producción de HAS en los últimos 10 años:

CUADRO N° 4.5 PRODUCCIÓN DE HAS EN MILES DE BARRILES.

Año

Empresa 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011

EEPSA/GMP 61.7 70.7 87.0 103.9 99.8 105.4 101.1 105.7 88.3 96.8 106.8

Procesadora de

Gas Pariñas - - - - - - - - 41.9 113.7 118.5

Total 61.7 70.7 87.0 103.9 99.8 105.4 101.1 105.7 130.2 210.5 225.3



Figura 4-3: Producción de Solventes HAS y HAL



0

50

100

150

200

250

2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011

Producción (Miles de Barriles)

Año

EEPSA/GMP

Procesadora deGas PariñasProducción Total

15

La Producción de solvente HAS de las nuevas unidades de procesamiento:


UNIDADES DE PROCESAMIENTO

Escenario Carga (MMPCSD) Producción de HAS (BPD)

Escenario Pesimista 10 44.3 BPD

Escenario Promedio 15 105.2 BPD

Escenario Optimista 20 148.2 BPD


Demanda

El GLP que se produce en la planta se comercializa en el norte del país, para analizar su

demanda se han considerado los departamentos de Piura, Lambayeque, Tumbes y La

Libertad.

CUADRO N° 4.7 VENTAS DE GLP DE PRODUCTORES E IMPORTADORES (MILES

DE BARRILES)

Año

Departamento 2006 2007 2008 2009 2010 2011

Piura 418.331 478.675 481.033 373.846 723.420 1105.322

Lambayeque 179.045 362.547 411.656 387.649 309.030 389.092

Tumbes - - 14.437 13.989 9.524 16.230

La Libertad 132.461 587.360 800.270 839.941 821.231 882.927

Total 729.837 1428.582 1707.396 1615.425 1863.205 2393.571

Fuente: SCOP DOCS – OSINERGMIN (14)

16

Figura 4-4: Ventas de GLP de Productores e Importadores en la Costa Norte del Perú

Fuente: SCOP DOCS – OSINERGMIN (14)

Para poder hacer una proyección en la demanda de GLP, se usa el estudio de proyección

nacional de población del Perú por departamentos realizado por el INEI y se multiplica la

población proyectada por el consumo per cápita de GLP.

CUADRO N° 4.8 PROYECCIÓN DE POBLACIÓN POR DEPARTAMENTOS

Departamento

Año Piura Lambayeque Tumbes La Libertad Total

2012 1,809,534 1,196,594 223,311 1,675,367 4,904,806

2013 1,828,625 1,208,776 226,592 1,690,808 4,954,801

2014 1,847,591 1,221,019 229,877 1,706,491 5,004,978

2015 1,866,377 1,233,301 233,159 1,722,390 5,055,227

2016 1,885,055 1,245,641 236,444 1,738,557 5,105,697

2017 1,903,701 1,258,052 239,736 1,755,040 5,156,529

2018 1,922,268 1,270,507 243,029 1,771,810 5,207,614

2019 1,940,702 1,282,979 246,318 1,788,838 5,258,837

2020 1,958,942 1,295,441 249,597 1,806,095 5,310,075

Fuente: Nuevas Proyecciones Nacionales de Población del Perú por Departamentos,

Urbano y Rural y Sexo 2005 a 2020 – INEI (7)

0.000

500.000

1000.000

1500.000

2000.000

2500.000

3000.000

2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011 2012

Ventas (Miles de Barriles)

Año

Ventas de GLP de Productores e Importadores

Piura

Lambayeque

Tumbes

La Libertad

17

En base al consumo de GLP y la población del año 2011 de los departamentos se calcula el

consumo per cápita de GLP:

CUADRO N° 4.9 CONSUMO PER CÁPITA DE GLP

Departamento Población Consumo (MBbl) Consumo Per Cápita

(MBbl/persona)

Piura 1790366 1105.322 6.17x10-4

Lambayeque 1184494 389.092 3.28x10-4

Tumbes 220039 16.230 7.38x10-5

La Libertad 1660187 882.927 5.32x10-4


Urbano y Rural y Sexo 2005 a 2020 – INEI (7), Elaboración Propia

La proyección de demanda es la siguiente:

Figura 4-5: Proyección de Ventas de GLP


Urbano y Rural y Sexo 2005 a 2020 – INEI (7), SCOP DOCS – OSINERGMIN (14),

Elaboración Propia

0.000

500.000

1000.000

1500.000

2000.000

2500.000

3000.000

2004 2006 2008 2010 2012 2014 2016 2018 2020 2022

Ventas (Miles de Barriles)

Año

Piura

Lambayeque

Tumbes

La Libertad

Total

18

Al comparar la oferta proyectada del GLP con su demanda proyectada, considerando la

máxima producción de GLP de la Ampliación de la Planta de Procesamiento de Gas

Natural, se tiene lo siguiente:

Figura 4-6: Producción Proyectada vs. Proyección de Ventas


Urbano y Rural y Sexo 2005 a 2020 – INEI (7), SCOP DOCS – OSINERGMIN (14),

Anuario 2010: Actividades de Refinación – Minem (12), Anuario 2011: Actividades de

Refinación – Minem (13), Proyecto Modernización Refinería Talara – Petroperu (1)

Como se observa en el gráfico, si habrá mercado para el GLP producido en la planta hasta

que la Refinería Talara sea modernizada, pero se tiene la ventaja de que el GLP producido

por la refinería entraría al mercado después que el GLP producido en la Planta de Gas

Natural, por lo que la complicación la tendría la Refinería para poder comercializar sus

productos.

El solvente HAS es utilizado como solvente en la industria de la pinturas, por lo que su

demanda va estar asociada a la producción de pinturas.

0.00

500.00

1,000.00

1,500.00

2,000.00

2,500.00

3,000.00

3,500.00

4,000.00

4,500.00

2006 2008 2010 2012 2014 2016 2018 2020

Volumen de GLP

(Miles de Barriles)

Año

Producción Proyectada

Proyección de Ventas

19

La producción de pinturas se muestra en la figura 4-7:

Figura 4-7: Producción de Pinturas

Fuente: Reporte Sectorial – Industria de Fabricación de Pinturas – Instituto de Estudios

Económicos y Sociales – Sociedad Nacional de Industrias (9)

Para poder determinar qué porcentaje de solventes usan estas pinturas, se toma el

porcentaje de sólidos especificado en las fichas técnicas de un grupo de pinturas y se

considera que el resto de la composición es el solvente.

Figura 4-8: Contenido de Solvente en Pinturas

Fuente: Ficha Técnica de las Pinturas (15)

El porcentaje de solvente en volumen de estas pinturas es de 48%. Usando este dato se

puede comparar la oferta del solvente HAS con respecto a su demanda.

0

5,000,000

10,000,000

15,000,000

20,000,000

25,000,000

2000 2002 2004 2006 2008 2010

Producción de Pinturas,

Esmaltes y Barnices (Galones)

Año

Esmaltes

Barnices

Pinturas Látex

0%

20%

40%

60%

80%

100%

Pintura deTráfico Aéreo

(TT-P 85E -TIPO I y II)

UniversalColors

(Pintura paraPizarra)

Bonn MasticHS Brillante

Pintura paraTráficoAcrílico

EsmalteAislante

Therm-O-Clad

EsmalteSintéticoChemisa

Pintura paraTráfico (TT-P

115F - TIPO II)

Pintura deTráfico (TTP-

115E)

Pintura paraTráfico (TTP-

110C)

Porcentaje Solvente

Porcentaje Sólidos

20

Figura 4-9: Demanda vs Oferta de HAS

Fuente: Reporte Sectorial – Industria de Fabricación de Pinturas – Instituto de Estudios

Económicos y Sociales – Sociedad Nacional de Industrias (9), Anuario 2010: Actividades

de Refinación – Minem (12), Anuario 2011: Actividades de Refinación – Minem (13),

Ficha Técnica de las Pinturas (15).

Como se observa para el solvente HAS, la demanda, es decir, el uso de solventes en

pinturas es mayor que la producción de solventes HAS y HAL, por lo que la producción de

este producto tendría mercado.

0.000

50.000

100.000

150.000

200.000

250.000

300.000

2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009 2010

Volumen de Solvente

(Miles de Barriles)

Año

Uso de Solventes en Pinturas

Producción HAS/HAL

21

CAPÍTULO 5: DESARROLLO DEL MODELO

5.1. Simulación

Los pasos que se siguen para utilizar el simulador HYSYS son los siguientes:

1. Especificar los compuestos que se van a utilizar en la simulación, esto se hace en

base a los compuestos del cuadro 2.1, añadiendo los compuestos Etilenglicol (para

el sistema de Glicol de la planta) y THEOL – 55 (para el sistema de fluido térmico)

2. Especificar el paquete termodinámico que el simulador va usar para realizar sus

cálculos, en este caso se usa el paquete termodinámico Peng-Robinson, el cual es el

mismo paquete termodinámica utilizado por la empresa que realizó el diseño de la

planta.

3. Adicionalmente se puede especificar el sistema de unidades que se va utilizar en la

simulación, en caso no hacerlo el simulador usa el Sistema Internacional de

Unidades. En el caso de esta simulación se definió un Sistema de Unidades basado

en el sistema inglés de unidades, por ser el sistema de unidades utilizado para medir

las variables de la planta.

4. Especificar las condiciones de las corrientes de la simulación y de los equipos, en el

caso de esta simulación se realizó de la siguiente manera:

a) Se especifica composición del Gas de Entrada a la Planta con los valores que se

muestran en la siguiente tabla:

CUADRO N° 5.1 COMPOSICIÓN DEL GAS DE ENTRADA A LA PLANTA

Compuestos Fracción Molar

Dióxido de Carbono 6.02x10-3

Oxígeno 0.00

Nitrógeno 3.69x10-3

Metano 0.88

Etano 4.89x10-2

Propano 2.27x10-2

Isobutano 7.54x10-3

N-Butano 9.37x10-3

Isopentano 4.31x10-3

n-Pentano 2.70x10-3

Fuente: GMP

22

CUADRO N° 5.1 COMPOSICIÓN DEL GAS DE ENTRADA A LA PLANTA

(CONTINUACIÓN)

Compuestos Fracción Molar

2,2-Dimetilbutano 7.55x10-5

2,3-Dimetilbutano 9.63x10-5

2-Metilpentano 6.10x10-4

3-Metilpentano 4.21x10-4

N-Hexano 5.21 x10-4

2,2-Dimetilpentano 1.99 x10-5

Metilciclopentano 4.38 x10-4

2,4-Dimetil Pentano 3.08 x10-5

2,2,3-Trimetilbutano 5.96 x10-6

Benceno 3.48 x10-5


Ciclohexano 3.49 x10-4

2-Metilhexano 1.06 x10-4


1,1-Dimetilciclopentano 8.34 x10-5

3-Metilhexano 1.27 x10-4

Cis-1,3-Dimetilciclopentano 8.14 x10-5

Trans-1,3-Dimetilciclopentano 1.06 x10-4

Trans-1,2-Dimetilciclopentano 8.94 x10-6

3-Etil-pentano 1.08 x10-4

N-Heptano 1.25 x10-4

Metilciclohexano 5.21 x10-4

2,2-Dimetilhexano 5.06 x10-5

2,2,3-Trimetilpentano 2.09 x10-5

Ctc-1,2,4-Trimetilciclopentano 1.49 x10-5

Ctc-1,2,3-Trimetilciclopentano 3.87 x10-5

Tolueno 3.57 x10-5

2,3-Dimetilhexano 2.58 x10-5

2-Metilheptano 1.49 x10-5



3-Etilhexano 3.47 x10-5

Trans-1,4-Dimetilciclohexano 1.00 x10-4

Cct-1,2,4-Trimetilciclopentano 6.06 x10-5

1-Metil-1-Etilciclopentano 3.08 x10-5

N-Octano 8.04 x10-5

Isopropilciclopentano 5.16 x10-5

Cis-1,2-Dimetilciclohexano 4.67 x10-5

Etilciclopentano 2.09 x10-5

Agua 6.58x10-3

Fuente: GMP

23

b) Se especifican las siguientes variables para dicha corriente, en base a los datos de

diseño de la planta:

Presión: 316.07 psia

Temperatura: 125 °F

Flujo Molar: 2210.66 lbmol/hr. (20 MMPCSD)

c) En base a lo descrito en el punto 2.2, se simulan los procesos de la planta hasta la

entrada de la Torre Deetanizadora. Para poder determinar el número de etapas

necesarias para poder simular este equipo, se usa la opción “Shortcut Distillation”

de HYSYS, mediante la cual a partir de las características de la carga a la torre, las

presiones de tope y fondo de la torre y las composiciones del compuesto clave

ligero de fondo y clave pesado de tope, como se muestra en la figura 5-1:

Figura 5-1: Desarrollo de la Simulación del Área de Procesos en HYSYS


d) Utilizando “Shortcut Distillation” se obtienen los siguientes los datos:

Reflujo Mínimo.

Número de Etapas Mínimas.

Número de Etapas Teóricas.

Etapa Óptima de Alimentación.

24

Debido a que la Torre Deetanizadora no cuenta con un condensador en el tope, se le

agrega una etapa más para al valor obtenido para simular la columna. Se reemplaza

el “Shortcut Distillation” por un “Reboiled Absorber”, en el cual se especifican el

número de etapas determinadas, la etapa de alimentación, la presión de tope y de

fondo y la relación de etano/propano que se desea en el fondo de la torre.

e) Luego se prosigue con la simulación del proceso de acuerdo al punto 2.2, usando

“Shortcut Distillation” en vez de la Torre Debutanizadora como se muestra en la

siguiente imagen:

Figura 5-2: Desarrollo de la Simulación del Área de Procesos en HYSYS


Una vez que se obtiene el número de etapas de la Torre Debutanizadora, se

reemplaza usando “Distillation Column”, para simular la Torre Debutanizadora, en

el cual se especifica el número de etapas determinadas, la etapa de alimentación, la

presión de tope y de fondo, la suma de las composiciones de iso-pentano, n-pentano,

n-hexano, n-heptano y n-octano que se debe obtener en el tope de la torre y la suma

de composiciones de propano, iso-butano y n-butano que se debe obtener en el

fondo. Con esto se completa la simulación de los procesos de la planta de

procesamiento de gas, como se observa en la figura 5-3.

25

Figura 5-3: Simulación del Área de Procesos en HYSYS


f) Sistema de Refrigeración

Para simular el Sistema de Refrigeración, se usan los dutys obtenidos de los Chillers y

Condensadores de la simulación anteior, los cuales se simulan como Enfriadores. Sus dutys

se conectan a Calentadores, por los cuales pasa el propano con la siguiente composición:

CUADRO N° 5.2: COMPOSICIÓN FLUIDO REFRIGERANTE

Compuesto Composición

Etano 7.45x10-3

Propano 0.97

Iso-Butano 1.23x10-2

N-Butano 1.23x10-2

Fuente: GMP

Y con las siguientes condiciones a la entrada de estos calentadores:

Temperatura: -20.59 °F


A la salida de los calentadores se especifican las siguientes condiciones:

Temperatura: -18.34 °F


En base a lo descrito en el punto 2.3.1, se simula el sistema de compresión de la planta

como se muestra en la siguiente imagen:

26

Figura 5-4: Simulación del Sistema de Refrigeración en HYSYS


g) Sistema de Regeneración de Glicol

Con las corrientes que se obtienen del fondo de las “botas” de los separadores trifásicos, se

obtiene la entrada al Sistema de Regeneración de Glicol, cuyo proceso esta descrito en el

punto 2.3.2, y cuya simulación se muestra en la siguiente imagen:

Figura 5-5: Simulación del Sistema de Regeneración de Glicol


27

Sistema de Fluido Térmico

Para simular este proceso se usan los dutys de los reboilers de la Torre Deetanizadora,

Torre Debutanizadora y del Regenerador de Glicol, se especifica una corriente de Theol-55

(compuesto que representa al Therminol 55 en el HYSYS), se simula el proceso según lo

descrito en el punto 2.3.3 como se observa en la siguiente imagen:

Figura 5-6: Simulación del Sistema de Fluido Térmico en HYSYS


5.2. Diseño de Torres de Absorción y Fraccionamiento

Para determinar el Número de Etapas Teóricas de las Torres de Absorción y

Fraccionamiento, se usa la opción “Shortcut Distillation” de HYSYS, mediante la cual a

partir de las características de la carga a la torre, las presiones de tope y fondo de la torre y

las composiciones del compuesto clave ligero de fondo y clave pesado de tope se obtiene lo

siguiente:

Reflujo Mínimo.

Número de Etapas Mínimas.

Número de Etapas Teóricas.

Etapa Óptima de Alimentación.

28

En el caso de la Torre Deetanizadora, se tiene que agregar una etapa más por no poseer un

condensador (el cual es equivalente a una etapa teórica).

En base a esta información, se simulan las columnas usando HYSYS y se utiliza la opción

“Tray Sizing” del simulador para determinar los diámetros de los equipos.

5.3. Diseño de Intercambiadores de Calor

Para el diseño de intercambiadores de calor se utilizó un software de diseño especializado

en diseño de intercambiadores de calor, para esto se utilizaron:

Condiciones de presión, temperatura, flujo másico y fracción másica de vapor que

se obtienen de la simulación.

Diámetro interno, longitud, separación, Espesor y distribución de tubos;

clasificación TEMA y número de pasos de los equipos de la planta existente.

Para determinar el número de tubos y el diámetro interno de la coraza de los

intercambiadores de calor, en base a esta información.

5.4. Diseño de Separadores Verticales

En base a los siguientes datos que se obtienen del simulador:

Flujo de gas y de líquido

Densidad del gas y del líquido a las condiciones del separador

Se diseña el separador vertical de la siguiente manera:

Primero, se calcula la tasa másica líquido/gas ( ) y en base a ese valor se obtiene el

valor de “k” en base a los siguientes rangos:

29

Donde:

: Tasa de flujo de líquido, lb/seg.

: Tasa de flujo de vapor, lb/seg.

Con el valor de “k” se calcula la velocidad crítica del gas:

√

Se calcula el caudal de gas a las condiciones dadas:

En base a la velocidad crítica del gas y de su caudal se puede calcular el área transversal

necesaria para el flujo de gas:

Se calcula el diámetro del recipiente:

√

Se debe aproximar el valor del diámetro calculado en pulgadas al número par entero más

cercano y se debe calcular la nueva de sección transversal (A). Luego, se calcula el caudal

de líquido:

Se toma un valor de tiempo de retención (t) y se calcula el volumen de líquido que tendría

que ser retenido en el equipo para su separación:

30

Se calcula la altura necesaria para el separador de la siguiente manera:

5.5. Diseño de Separadores Trifásicos

En base a los siguientes datos obtenidos del simulador:

Flujo de líquido, fase acuosa y gas.

Densidad de líquido, fase acuosa y gas a las condiciones del separador.

Condiciones de presión y temperatura del separador.

Viscosidad del agua y de la fase acuosa.

Factor z de compresibilidad del gas.

En base a estos datos, se diseña el separador trifásico de la siguiente manera:

Se asume que el valor de , se obtiene el valor del factor “k” de la siguiente

manera:

(

)

Donde:

Por lo tanto el valor de “k” sería:

Con las densidades de la fase gaseosa, líquida y acuosa se calculan los caudales de estas

tres fases:

31

Se calcula la velocidad crítica usando la siguiente correlación:

√

Con la velocidad crítica y el caudal, se calcula el área:

Se calcula el diámetro del recipiente:

√

Se debe aproximar el valor del diámetro calculado en pies al número par entero más

cercano y se debe calcular la nueva de sección transversal (A).

Luego, se asume que el diámetro de las gotas es de 150 micrones (DP) y que la altura entre

el fondo del equipo y la interface entre la fase líquida y la fase acuosa (ha) es de 1 pie.

Se asume una longitud (L) de tal forma que , para esto se toman valores de

longitud a partir de 15 pies y se va aumentando 2.5 pies hasta obtener el valor de L/D

necesario, una vez alcanzado el L/D necesario, se deben considerar 2.5 pies adicionales.

Se calcula la velocidad de la fase líquida en fase acuosa:

( )

( )

Y la velocidad de la fase acuosa en la fase líquida:

( )

( )

Se calcula el valor de ha/D para la fase acuosa, con ese valor se ingresa a la siguiente tabla,

en la parte superior se ingresa con el valor entero de ha/D y en la parte izquierda con los

valores decimales, en la intersección se encuentra el valor de Área de Fase Acuosa/Área

Total:

32

CUADRO N° 5.3 RELACIÓN DE ÁREAS DE FASE ACUOSA/TOTAL

Fuente: Diseño Conceptual de Separadores – Marcias Martínez, sección II página 95. (16)

33

Se calcula el tiempo de retención de la fase acuosa:

Se calcula el tiempo de flotación de la fase líquida en la fase acuosa:

Se calcula la relación entre el área del gas y el área total:

Finalmente la relación entre el área del líquido y el área total sería:

Con el valor de , se obtiene el valor de de la tabla

anterior, con esto y con el valor del diámetro se obtiene el valor de . Finalmente se

obtiene la altura de la fase acuosa de la siguiente manera:

Se calcula el tiempo de asentamiento de la fase líquida:

Finalmente se calcula el tiempo de retención de la fase líquida, el cual debe ser mayor que

el valor del tiempo de asentamiento:

En caso no cumplirse que el tiempo de retención sea mayor que el valor del tiempo de

asentamiento, se debe aumentar el valor de L en valores de 2.5 pies hasta obtener un valor

de tiempo de retención mayor que el tiempo de asentamiento.

34

5.6. Diseño de Aero-Enfriadores

Para el diseño de los Aero-Enfriadores se usaron los siguientes datos:

La Capacidad Calorífica, Viscosidad, Conductividad Térmica, Calor Liberado,

Flujo Másico y Temperaturas de los flujos de entrada y salida de la simulación.

Temperatura Ambiente de 95 °F de las condiciones de diseño de la planta actual.

Número de Ventiladores; Diámetro Externo, Espesor, Separación, Arreglo y

Longitud de tubos; Número de Pasos por los tubos y Número de filas de tubos de

los equipos de la planta actual.

En base a estos datos, se uso el siguiente método de cálculo:

Primero se asume un valor inicial para el coeficiente global de transferencia de calor ( ).

Se calcula el aumento de temperatura del aire usando la siguiente fórmula:

(

) (

)

Con el valor de (diferencia de temperatura media corregida), se calcula la superficie

requerida:

De la siguiente tabla se obtienen los valores de APSF (relación entre el área externa y el

área en vista de plano), APF (relación entre el área externa total y la longitud de los tubos

con aletas) y AR (relación entre el área externa total de tubos con aletas y tubos sin aletas

de 1 pulg. de diámetro externo).

CUADRO N° 5.4: RELACIONES DE ÁREAS

Altura de Aleta (plg.) ½ plg. 5/8 plg.

Número de Aletas por plg. 9 por plg. 10 por plg.

APF (ft2/ft)

AR(ft2/ ft

2)

3.80

14.5

5.58

21.4

Separación de Tubos 2 plg. 2 ¼ plg. 2 ¼ plg. 2 3/8 plg. 2 ¼ plg.

APSF 3 Filas 68.4 60.6 89.1 84.8 80.4

4 Filas 91.2 80.8 118.8 113.0 107.2

5 Filas 114.0 101.0 148.5 141.3 134.0

6 Filas 136.8 121.2 178.2 169.6 160.8

Fuente: GPSA 12° Edición página 10-10 (17)

35

Se calcula el área en vista de plano ( ) de la siguiente manera:

Se calcula el ancho del equipo en vista de plano de la siguiente manera:

Se calcula en número de tubos ( ) de la siguiente manera:

( )( )

Se calcula el área transversal de los tubos ( ):

( )

Se calcula la velocidad másica ( ) del lado de los tubos:

( )( )( )

( )( )( )

Se calcula el número modificado de Reynolds ( ):

( )( )

Se obtiene el valor del factor del siguiente gráfico:

36

Figura 5-7: Factor


Se obtiene el factor de corrección de viscosidad ( ) de la siguiente tabla:

CUADRO N° 5.5: FACTOR DE CORRECCIÓN POR VISCOSIDAD

Factor de Corrección* cuando (

)

Factor de Corrección, ϕ

1. Vapor de Hidrocarburo, Vapor de Agua y Agua 1.0

2. Hidrocarburo Líquido (API de 18 a 48), Soluciones

de MEA/DEA

0.96

3. Soluciones Agua/Glicol, Fluidos de Transferencia Térmica 0.92

4. Aceites Lubricantes, Fracciones de Petróleo Pesado

(API se 10 a 18)

0.85

* Cuando Nr<17, (

)

Un número de Reynolds menor de 17 es sólo probable para

aceites lubricantes o fracciones pesadas de petróleo. El mínimo valor recomendado de ϕ es

0.80; a pesar de que el valor calculado sea menor.


37

Con estos valores se calcula el coeficiente de película del lado de los tubos, usando a la

siguiente ecuación:

(

)

Se calcula el flujo másico de aire ( ):

( )

Se calcula la velocidad másica de aire con respecto al área en vista de plano ( ):

Se obtiene el valor del coeficiente de película para el aire ( ), de la figura 5-8:

Figura 5-8: Coeficiente de Película para el Aire


Se calcula la relación entre el área externa e interna de los tubos de la siguiente manera:

( )

38

Se calcula un nuevo valor del coeficiente global de transferencia de calor ( ), mediante la

siguiente ecuación:

(

) ( ) (

)

Si el valor de calculado mediante la fórmula y el asumido al inicio, son iguales, la

solución se considera aceptable, de lo contrario se deben repetir los cálculos empezando por

asumir un valor intermedio entre el valor de calculado y el asumido en la iteración

anterior; hasta llegar a obtener valores iguales.

Se calcula el área mínima del ventilador ( ):

( )

De donde es el número de ventiladores por aero-enfriador.

Se calcula el diámetro del ventilador del Aero-Enfriador ( ) de la siguiente manera:

√ ( )

5.7. Diseño de Hornos

Para el diseño de Hornos se requieren los siguientes datos:

El duty del horno, el valor mínimo de combustión del combustible de la simulación.

Diámetro externo, espesor, arreglo, espaciamiento, número de filas de tubos, exceso

de aire, flujo radiante, temperatura de gas de combustión, temperatura del aire y

eficiencia térmica neta del equipo existente

En base a estos datos, se usa el siguiente método de cálculo:

5.7.1. Para la Zona Radiante

Del gráfico 5-9 se obtiene la relación entre el flujo de gases de combustión por calor

liberado ( ):

39

Figura 5-9: Relación entre el Flujo de Gases de Combustión por Calor Liberado


Se obtiene la relación entre la masa de gas de combustión por unidad de volumen a

condiciones estándar de gas combustible, al multiplicar “ ” y el valor calorífico menor

( ):

Se toma como base 1000 scf (standard cubic feet), para calcular la masa de gas

combustible:

( )( )( ̅ )

Se calcula el peso del aire para la combustión:

( )( )( )

Se calcula la relación entre la masa de aire y de gas combustible:

40

Se calculan los parámetros “ ” y “ ”, para poder calcular el calor radiante ( ):

( )( )( )( )(

)

( )( )

De donde,

√( ( )( ))

De la figura 5-10 se obtiene otro valor del parámetro ( ):

Figura 5-10: Parámetro


( )( )

Se calcula el área de transferencia total:

41

Se calcula la longitud total:

( )

Con la longitud de tubos ( ), se determina el número de tubos necesarios ( ):

5.7.2. Para la Zona Convectiva

Se calcula el calor total ( ):

Se calcula el flujo de Gas de Combustión:

( )( )

Con el porcentaje de pérdidas por radiación y el calor radiante ( ), se calcula el calor

radiante de salida ( ):

( )( )

Se calcula la entalpía del gas que sale de la zona radiante ( ):

42

Con la figura 5-11 se obtiene la temperatura de salida del gas de combustión ( ):

Figura 5-11: Temperatura de Salida del Gas de Combustión


Se calcula el área para el flujo de gas ( ):

( )( )( )

Se calcula la velocidad másica del gas de combustión ( ):

Para la Primera Fila de Tubos Sin Aletas:

Se asume una temperatura promedio del gas de 1625 °F. Con esta temperatura y la

temperatura de la pared del tubo ( ), se calcula una temperatura promedio:

43

De la figura 5-12 se obtiene el coeficiente de convección ( ):

Figura 5-12: Coeficiente de Convección


Se calcula el área total de los tubos ( ):

( )( )

Se calcula el calor por convección ( ):

( )( )

Se calcula el calor radiante ( ):

( )

Se calcula el calor de salida ( ):

44

Se calcula la entalpía de salida:

Con la entalpía de salida, se obtiene la temperatura de salida de gas ( ) del gráfico.

Para la Segunda Fila de Tubos Sin Aletas:

Se calcula de forma análoga, pero se asume que el flujo radiante ( ) en esta fila equivale a

la tercera parte del flujo radiante de la fila anterior.


( )

Se obtiene el coeficiente de convección ( ) del gráfico. Y con ese valor se calcula el calor

por convección:

( )( )



Con la entalpía de salida, se obtiene la temperatura de salida de gas ( ) de la figura 5-11.

Para la Tercera Fila de Tubos Sin Aletas:

Se vuelve a asumir que el flujo radiante ( ) en esta fila equivale a la tercera parte del flujo

radiante de la fila anterior.


( )

Se obtiene el coeficiente de convección ( ) del gráfico. Y con ese valor se calcula el calor

por convección:

( )( )

45



Con la entalpía de salida, se obtiene la temperatura de salida de gas ( ) del gráfico.

Para las Filas con Aletas:

Debido a las aletas el área de sección transversal por unidad de longitud disminuye y esto a

su vez genera un aumento en la velocidad másica del gas:

( )( )

De donde, es el diámetro del tubo con la aleta (en pulg.), es el espesor de la aleta

(pulg.)

La nueva velocidad másica sería:

( )( )( )

Se calcula el calor de las aletas ( ) y el calor de salida de gas ( ):

Se calculan la entalpía de salida ( ) y se obtiene la temperatura de salida ( )

del gráfico.

Con las temperaturas de los tubos ( ) y las temperaturas de los gases ( ); se

calculan la temperatura promedio de los tubos ( ) y de los gases ( ), Se calcula la

temperatura media logarítmica ( ) y la temperatura de película ( ):

46

( ) ( )

(

)

Del gráfico se obtiene el coeficiente de convección ( ) y se calcula el área de transferencia

( ):

( )( )

Se calcula la superficie externa de los tubos con aletas ( ):

( )

(

( )

) (

( )

)(

)

Se calcula la longitud total de la tubería ( ), usando una eficiencia de 87%:

( )( )

Se calcula el número de filas ( ), con el número de tubos ( ) y la longitud de cada tubo

( ):

( )( )

5.8. Diseño de Tanques Acumuladores

Para el diseño de los Tanques Acumuladores se utilizan los siguientes datos:

El caudal de la simulación de la ampliación.

El caudal de la simulación de la planta actual.

Las dimensiones (diámetro y longitud o altura) del equipo de la planta actual.

En base a las dimensiones de los Equipos de la Planta Actual, se calcula la relación L/D y

el volumen del equipo.

Con el caudal de la simulación de la planta actual y el volumen del equipo se calcula el

tiempo espacial del equipo, el cual es el cociente del volumen entre el caudal.

47

En base al tiempo espacial calculado del equipo de la planta actual, se calcula el volumen

del equipo nuevo necesario, multiplicando el caudal de la simulación de la ampliación y el

tiempo espacial.

Con el volumen calculado, se considera que los equipos nuevos van a tener la misma

relación L/D y se calcula sus dimensiones.

5.9. Diseño de Tuberías

Para el diseño de tuberías se usa la opción “Pipe Sizing” del simulador HYSYS, para esto

se selecciona la corriente para la cual se desea calcular el diámetro de tubería y se

especifica un valor de referencia de caída de presión por longitud.

Con esta especificación, el programa calcula el diámetro nominal de la tubería y la caída de

presión por longitud que tendría esta tubería. Para ver los resultados de estos cálculos,

revisar el Anexo 6 – Tuberías, página 155.

5.10. Costo por Equipos

5.10.1 Escalación de costos de Equipos por Inflación

Los costos de equipos que se van a describir a continuación están calculados para mediados

del año 1982, con un índice de costos (CE=315) determinado, para poder escalar los costos

de dichos equipos se utiliza el índice de costo del “Chemical Engineering” y la siguiente

fórmula:

(

)

5.10.2 Costo de Separadores

En base a las dimensiones de los equipos se obtiene costo de compra del equipo (CP) de los

siguientes gráficos (el gráfico (a) para orientación horizontal y el gráfico (b) para

orientación vertical):

48

Figura 5-13: Costo de Compra de Separadores

Fuente: Procesos de Ingeniería Química – G.D. Ulrich Capítulo 5 página 340 (18)

En base a la presión de diseño y al material se obtienen los factores FP y FM de la figura

5-14:

Figura 5-14: Factor de Presión y Factor de Material de Separadores


49

Con el producto de la multiplicación de los factores FM y FP, se obtiene el factor de módulo

simple (FBM) del siguiente gráfico:

Figura 5-15: Factor de Módulo Simple para Separadores


Finalmente con el costo de compra del equipo (CP) y con el factor de módulo simple (FBM)

se obtiene el costo de módulo simple (CBM):

5.10.3 Costo de Torres de Absorción y Fraccionamiento

El costo de las Torres de Absorción y de Fraccionamiento está dado por el costo del

recipiente de proceso (el cual se calcula de forma similar al costo de separadores del punto

5.8.1) más el costo de los platos.

El costo de módulo simple de los platos se obtiene en base al diámetro de la torre (D), al

material (para obtener el factor de módulo simple, FBM) y el número de platos reales (fq

yNact.) del siguiente gráfico:

50

Figura 5-16: Costo de Compra de cada Plato de las Torres


Como muestra el gráfico, el costo de módulo simple (CBM) de los platos se obtiene con la

siguiente fórmula:

El costo total de las torres está dado por la suma del costo del recipiente de proceso

(obtenido del punto 5.8.1) más el costo de los platos.

5.10.4 Costo de Intercambiadores de Calor

En base al área total de transferencia del intercambiador y el tipo de intercambiador se

obtiene el costo de compra del equipo (CP) del siguiente gráfico:

51

Figura 5-17: Costo de Compra de Intercambiadores de Calor


Del anterior gráfico también se obtiene el factor de material, FM, en base al material que se

selecciona para la coraza y los tubos.

A partir de la presión de diseño del equipo se obtiene el factor de presión, FP, del siguiente

gráfico:

52

Figura 5-18: Factor de Presión para Intercambiadores de Calor


Multiplicando el factor de presión (FP) y el factor de material (FM), se obtiene el factor de

módulo simple (FBM) del siguiente gráfico:

Figura 5-19: Factor de Módulo Simple para Intercambiadores de Calor


53


se obtiene el costo de módulo simple (CBM) de los intercambiadores de calor:

5.10.5 Costo de Aero-Enfriadores

En base al área total de transferencia del aero-enfriador se obtiene el costo de compra del

equipo (CP) del siguiente gráfico:

Figura 5-20: Costo de Compra de Aero-Enfriadores


Del anterior gráfico también se obtiene el factor de material, FM, en base al material que se

selecciona para la coraza y los tubos.

A partir de la presión de diseño del equipo se obtiene el factor de presión, FP, del siguiente

gráfico:

54

Figura 5-21: Factor de Presión de Aero-Enfriadores


Multiplicando el factor de presión (FP) y el factor de material (FM), se obtiene el factor de

módulo simple (FBM) del siguiente gráfico:

55

Figura 5-22: Factor de Módulo Simple de Aero-Enfriadores



se obtiene el costo de módulo simple (CBM) de los aero-enfriadores:

5.10.6 Costo de Bombas

A partir de la potencia requerida para las bombas y el tipo de bomba, se obtiene el costo de

compra (CP) de la bomba, del siguiente gráfico:

56

Figura 5-23: Costo de Compra de Bombas


Del gráfico anterior también se obtiene el factor de material (FM) a partir del material

seleccionado para la bomba.

Con la presión en la succión de las bombas y su tipo, se obtiene el factor de presión (FP) del

siguiente gráfico:

Figura 5-24: Factor de Presión de Bombas


57

El factor de módulo simple (FBM) se obtiene a partir del siguiente gráfico partiendo de la

multiplicación del factor de material (FM) y el factor de presión (FP):

Figura 5-25: Factor de Módulo Simple de Bombas



se obtiene el costo de módulo simple (CBM):

5.10.7 Costo de Compresores

El Costo del Compresor comprende el costo del equipo (sin incluir el impulsor) y el costo

del impulsor (motor eléctrico)

Para determinar el costo del equipo, en base a la potencia del fluido y al tipo de compresor,

se obtiene el costo de compra del equipo (CP) del siguiente gráfico:

58

Figura 5-26: Costo de Compra y Factor de Módulo Simple de Compresores


Del gráfico anterior, a partir del material y el tipo de compresor, se obtiene el factor de

módulo simple (FBM).

El costo de módulo simple del compresor sería:

El costo de compra (CP) del impulsor (en este caso se trata de un motor eléctrico), se

obtiene a partir de la potencia de éste y del tipo del impulsor a partir del siguiente gráfico:

59

Figura 5-27: Costo de Compra y Factor de Módulo Simple de Motores de Compresores


Del gráfico anterior, con el tipo de motor eléctrico (en este caso, a prueba de explosión) se

obtiene el factor de módulo simple (FBM).

El costo de módulo simple del impulsor (motor eléctrico) sería:

El costo total del compresor está dado por la suma del costo de módulo simple del

compresor más el costo de módulo simple del impulsor.

5.10.8 Costo de Hornos

En base a la carga térmica (duty) requerido por el horno, se obtiene su costo de compra de

equipo (CP) del siguiente gráfico:

60

Figura 5-28: Costo de Compra de Hornos


Del gráfico anterior, también se obtienen el factor de presión (FP), en base a la presión de

diseño y el factor de material (FM), en base al material usado para los tubos de la zona

radiante.

El costo de módulo simple del horno (CBM) es el siguiente:

61

CAPÍTULO 6: ANÁLISIS DE RESULTADOS

6.1.Resultados de la Simulación

Del balance de materia la simulación documentado en el Anexo 1, página 104 se obtiene la

siguiente información para la corriente de Gas Residual que sale de la planta:

CUADRO N° 6.1: COMPOSICIÓN GAS RESIDUAL

Compuestos Porcentaje Molar

Dióxido de Carbono 0.63

Oxígeno 0.00

Nitrógeno 0.39

Metano 93.38

Etano 5.13

Propano 0.09

Isobutano 0.00

N-Butano 0.01

C5+ 0.38


Condiciones:

Presión: 285 psia.

Temperatura: 115.2 °F

Flujo: 18.48 MMPCSD

El GLP obtenido tiene las siguientes características:

CUADRO N° 6.2: COMPOSICIÓN DEL GLP

Compuesto Porcentaje Molar

Etano 1.12

Propano 55.88

Iso-Butano 19.10

N-Butano 23.50

Iso-Pentano 0.36

N-Pentano 0.03


62

Condiciones:

Presión: 185.7 psia.


Flujo: 16.10 USGPM (552.0 BPD)

El Solvente HAS obtenido tiene las siguientes características:

CUADRO N° 6.3: COMPOSICIÓN DEL SOLVENTE HAS

Compuestos Porcentaje Molar

Propano 0.00

Isobutano 0.04

N-Butano 0.35

C5+ 99.60


Condiciones:

Presión: 34.70 psia.


Flujo: 4.32 USGPM (148.2 BPD)

6.2. Equipos del Área de Procesos

Torre Deetanizadora

Para evaluar la utilización de la Torre Deetanizadora se simula la torre operando con las

corrientes de entrada de la simulación de la planta actual operando con 40 MMPCSD más

las corrientes de la ampliación de 20 MMPCSD.

Para simular esta torre se utilizan las mismas especificaciones que para la torre de la

simulación de la planta actual operando a 40 MMPCSD, en base a lo descrito en el punto

5.2 (página 27), se calcula el diámetro de esta torre, el cual sería de 7.5 ft.; la torre de la

planta actual tiene un diámetro de 5.5 ft.; por lo que sería necesario diseñar un equipo

nuevo para poder procesar los 20 MMPCSD adicionales.

En base a lo descrito en el punto 5.2 (página 27), se calculan el número de etapas y el

diámetro de la nueva Torre Deetanizadora (T-2200):

o Número de Etapas Teóricas: 13

o Diámetro de Columna: 5 ft.

63

En el caso de la Torre Deetanizadora, se tuvo que agregar una etapa más al número de

etapas teóricas obtenido del “Shortcut Distillation” (11 etapas), debido a que este no cuenta

con un condensador (el cual equivale a una etapa teórica) a la salida del tope de la columna,

adicionalmente se tuvo que agregar otra etapa más, debido a que no se conseguían las

condiciones de temperatura (-2.2 °F) deseadas en el tope del equipo, lo que hubiera

significado no obtener la separación deseada.

Para obtener más datos de los equipos, ver el Anexo 2 Hojas de Datos de las Torres de

Absorción y Fraccionamiento (página 150).

Torre Debutanizadora

Al igual que para la Torre Deetanizadora, se simula la Torre Debutanizadora de la planta

procesando 60 MMPCSD, de forma similar a la simulación de la Torre Deetanizadora con

la planta procesando 60 MMPCSD, en este caso se obtiene un diámetro de 7 ft.; mientras

que el diámetro de la torre de la planta existente es de 5.5 ft.; por lo tanto también se tiene

que implementar una Torre Debutanizadora nueva.

En base a lo descrito en el punto 5.2, se calculan el número de etapas y el diámetro de la

nueva Torre Debutanizadora (T-2210):

o Número de Etapas Teóricas: 20

o Diámetro de Columna: 5.5 ft.

Intercambiadores de Calor

Para evaluar el uso de los intercambiadores de calor de la planta actual, se comparan el duty

de los equipos según su data sheet, el duty usado por esos equipos según la simulación de la

planta actual operando a 40 MMPCSD y el duty necesario para poder procesar los 20

MMPCSD adicionales. Obteniéndose lo siguiente:

64

CUADRO N° 6.4 EVALUACIÓN DE INTERCAMBIADORES DE CALOR

Equipo

Duty Según

Simulación

40

MMPCSD

(MMbtu/hr)

Duty Según

Data Sheets

40

MMPCSD

(MMbtu/hr)

Sobredimensionamiento

(MMbtu/hr)

Duty Según

Simulación

de la

Ampliación

de 20

MMPCSD

(MMbtu/hr)

¿Se

puede

usar?

Intercambiadores

Gas/Gas 5.156 5.718 0.562 2.54 NO

Chillers de

Propano 3.306 3.64 0.334 1.53 NO

Reboiler Torre

Deetanizadora 16.99 18.79 1.8019 10.03 NO

Intercambiador

Tope/Fondo

Torre

Debutanizadora

0.865 0.892 0.027 0.188 NO

Reboiler Torre

Debutanizadora 10.33 11.568 1.238 7.91 NO

Condensadores

de Torre

Deetanizadora

5.806 6.72 0.914 3.268 NO


Cómo se observa en la anterior tabla, ninguno de los intercambiadores de calor se podría

usar, por lo que es necesario diseñar equipos nuevos.

65

En base a lo descrito en el punto 5.3, se diseñan los intercambiadores de calor del proceso:

CUADRO N° 6.5 DISEÑO DE INTERCAMBIADORES DE CALOR

Equipo (TAG) Duty (MMbtu/hr) N° de Tubos Diámetro de

Coraza (pulg.)

Intercambiador Gas/Gas (E-6200) 2.54 373 22

Chiller (E-6210) 1.53 208 25.25

Reboiler Torre

Deetanizadora (E-6230) 10.03 149 23

Intercambiador Tope/

Fondo Torre Debutanizadora (E-6235) 0.188 86 16

Reboiler Torre

Debutanizadora (E-6240) 7.91 176 25

Condensador de

Torre Deetanizadora (E-6220) 3.268 304 29


Para obtener más datos de los equipos, ver el Anexo 4 – Data Sheets Intercambiadores de

Calor (página 137).

Aero-Enfriadores

Para analizar el uso de Aero-Enfriadores, se procede de forma similar que para los

intercambiadores de calor usando los dutys según los data sheets, según la simulación de la

planta actual y según la simulación de la ampliación. Obteniéndose lo siguiente:

CUADRO N° 6.6 EVALUACIÓN DE AERO-ENFRIADORES.

Equipo

Duty Según

Simulación

40 MMPCSD

(MMbtu/hr)

Duty Según

Data Sheets

40 MMPCSD

(MMbtu/hr)


(MMbtu/hr)

Duty Según

Simulación de la

Ampliación de

20 MMPCSD

(MMbtu/hr)

¿Se puede

usar?

Condensador de

Reflujo de Torre

Debutanizadora

6.54 7.86 1.32 9.445 NO

Aero-Enfriadores

de HAS 8.342 9.365 1.023 5.219 NO


66

En base a lo descrito en el punto 5.6, se diseñan los aero-enfriadores necesarios para el

proceso:

CUADRO N° 6.7 DISEÑO DE AERO-ENFRIADORES

Equipo (TAG) N° de

Tubos

Diámetro del

Ventilador (ft.)

Condensador de Reflujo de Torre Debutanizadora

(AC-7200/AC-7205) 274 9.8

Aero-Enfriadores de HAS (AC-7210) 119 7.3


Separadores Verticales

Para los separadores verticales se evaluó el uso de los equipos existentes en la planta actual,

para esto se simulan los equipos con una entrada de 60 MMPCSD equivalente al de la

simulación más la entrada que recibe actualmente, esta información se obtiene de la

simulación de la planta actual.

En base a los métodos de cálculo del punto 5.4 se diseñan los equipos con la capacidad

necesaria para operar la planta con una carga de 60 MMPCSD de Gas Natural,

obteniéndose los siguientes resultados:

CUADRO N° 6.8 EVALUACIÓN DE SEPARADORES VERTICALES

Equipos

(TAG)

Diámetro (pulg.) Altura (ft.)

Existente Cálculo Existente Cálculo

Separador Gas de Entrada

(D-3100) 54 54 12 11.59

Separador Gas Residual

(D-3185) 60 54 12 11.90

Separador Gas Combustible

(D-3210) 30 14 8 5.8


Para poder usar los equipos de la planta existente se tiene los siguientes problemas:

Para poder realizar las conexiones con los equipos nuevos, se tiene que parar la

planta durante un periodo largo de tiempo, lo que generaría un paro en la entrega de

gas natural seco a la empresa de generación eléctrico que lo consumo, lo que a su

vez generaría problemas de suministro eléctrico en la zona.

El aumento de flujo en estos equipos puede generar problemas por la formación de

vórtices en las boquillas.

67

Cuando se purgan los condensados del Separador de Gas de Entrada, estos

condensados se envían al Separador Frío, por lo tanto aumentar el ingreso de gas a

este equipo va generar aumento en el nivel del Separador Frío.

A la salida del Separador de Gas Residual se tiene una válvula que se usa para

controlar la presión en el Acumulador de Reflujo de Torre Deetanizadora (D-3210),

por lo que el uso de este equipo implica modificar dicho lazo de control.

Para evitar estos problemas, se decide usar equipos nuevos, los cuales son diseñados en

base a los métodos de cálculo del punto 5.4; y tienen las siguientes características:

CUADRO N° 6.9 DISEÑO DE SEPARADORES VERTICALES

Equipo (TAG) Diámetro (plg.) Altura/Longitud (ft.)

Separador Gas de Entrada (D-3500) 36 11.45

Separador Gas Residual (D-3585) 36 9.78

Separador Gas Combustible (D-3610) 10 3.81


Separadores Trifásicos

Al igual que para los separadores verticales, para los separadores trifásicos, se simula

usando como carga para el equipo una mezcla de la carga de la ampliación y la de la planta

actual.

En base a los métodos de cálculo del punto 5.5 se diseñan los equipos con la capacidad

necesaria para operar la planta con una carga de 60 MMPCSD de Gas Natural,

obteniéndose los siguientes resultados:

CUADRO N° 6.10 EVALUACIÓN DE SEPARADORES TRIFÁSICOS

Equipos

(TAG)

Diámetro (pulg.) Longitud (ft.) Tiempo de

Retención

(min.)

Tiempo de

Asentamiento

(min.) Existente Cálculo Existente Cálculo

Separador Frío

(D-3105) 72 72 24 24 69.3 0.5

Acumulador de

Reflujo de

Torre

Deetanizadora

(D-3110)

108 96 32 30 22.4 1.9


68

Para poder usar estos se equipos se tiene los siguientes problemas:





A la salida de estos equipos se controla el flujo de condensados en función al nivel

de estos equipos, si se usan los equipos existentes, se tiene que modificar este lazo

de control para que pueda controlar el flujo hacia 2 torres distintas y de forma

proporcional.

Debido a la larga distancia entre estos equipos y la ubicación propuesta para los

equipos nuevos (ver Anexo 5 - Disposición de los Equipos), van a aumentar las

pérdidas de calor en el flujo de condensados (que deben mantenerse a -13°F de

temperatura).

Es por estas razones que se decide usar equipos nuevos, los cuales son diseñados en base a

los métodos de cálculo del punto 5.5; y tienen las siguientes características:

CUADRO N° 6.11 DISEÑO DE SEPARADORES TRIFÁSICOS

Equipos

(TAG)

Diámetro

(pulg.)

Longitud

(ft.)

Tiempo de

Retención

(min.)

Tiempo de

Asentamiento

(min.)

Separador Frío

(D-3505) 48 17.5 92.7 0.4

Acumulador de

Reflujo de

Torre Deetanizadora

(D-3510)

48 17.5 6.4 0.7


Bombas

De la simulación se obtienen los caudales de las bombas necesarios para impulsar los

fluidos del proceso, en el cuadro 6-12. Estos caudales se comparan con el caudal máximo

disponible de cada bomba (según su data sheet) y el caudal según la simulación de la planta

a 40 MMPCSD, para poder determinar si es que pueden impulsar el caudal adicional

necesario:

69

CUADRO N° 6.12 EVALUACIÓN DE BOMBAS

Equipo (TAG)

Caudal según la

Simulación de la

Planta Actual a 40

MMPCSD (GPM)

Caudal Máximo

Disponible

(GPM)


(GPM)

Caudal

Adicional

(GPM)

Bomba de Alimentación a

Torre Deetanizadora

(P-1100/1105)

26.93 43 16.07 11.17

Bomba de Reflujo

de Debutanizadora

(P-1110/1115)

241.16 250 8.84 140.20

Bomba de Reflujo

de Debutanizadora

(P-1120/1125)

335.81 402 66.19 246.45

Bomba de HAS

(P-1140/1145) 210.63 242 31.37 123.28


Cómo se observa del cuadro anterior, la única bomba que puede usarse es la Bomba de

Alimentación a Torre Deetanizadora, pero en la parte anterior ya se considera la

implementación de una Torre Deetanizadora nueva y un Separador Frío Nuevo, se opta por

implementar una bomba nueva.

La potencia y los caudales de las bombas nuevas necesarias para poder impulsar los fluidos

son los siguientes:

CUADRO N° 6.13 ESPECIFICACIÓN DE BOMBAS

Equipo (TAG) Caudal (GPM) Potencia (kW)

Bomba de Alimentación a Torre Deetanizadora

(P-1200/1205) 11.17 0.279404

Bomba de Reflujo de Deetanizadora

(P-1210/1215) 140.20 3.02297

Bomba de Reflujo de Debutanizadora

(P-1220/1225) 246.45 15.6291

Bomba de HAS

(P-1240/1245) 123.28 16.9798


70

6.3.Sistema de Refrigeración

En base a la simulación se obtienen los siguientes parámetros para el compresor:

CUADRO N° 6.14 ESPECIFICACIONES DEL COMPRESOR

Variable Simulación

1°etapa 2°etapa

Capacidad Requerida (MMPCSD) 7.5 11.69

Flujo Másico (lb/h) 36734 56898.2

Condiciones de Entrada

Presión (psia) 22.4 80.7

Temperatura (°F) -18.95 82.0

Peso Molecular 44.3 44.3

Compresibilidad 0.956 0.904

Condiciones de Salida

Presión (psia) 80.7 247.6

Temperatura (°F) 82.0 181.4

Compresibilidad 0.904 0.8080


Se evalúa el uso del Aero-enfriador usado en el sistema de refrigeración para condensar al

fluido refrigerante, de forma similar como se evaluaron los Aero-enfriadores del área de

procesos.

CUADRO N° 6.15 EVALUACIÓN DE AERO-ENFRIADORES DEL SISTEMA DE

REFRIGERACIÓN

Equipo

Duty Según

Simulación

40 MMPCSD

(MMbtu/hr)

Duty Según

Data Sheets

40 MMPCSD

(MMbtu/hr)


(MMbtu/hr)

Duty Según

Simulación de la

Ampliación de

20 MMPCSD

(MMbtu/hr)

¿Se

puede

usar?

Condensador

de Fluido

Refrigerante

7.43 8.789 1.359 8.831 NO

Fuente: Elaboración Propia.

71

Como no se puede usar el equipo existente, se diseño uno nuevo en base a lo descrito en el

punto 5.6, página 34:

CUADRO N° 6.16 DISEÑO DE AERO-ENFRIADORES

Equipo (TAG) N° de Tubos Diámetro del Ventilador (ft.)

Condensador de Fluido Refrigerante

(AC-7215) 217 8.7


Se evalúa el uso del Separador de Fluido Refrigerante:

CUADRO N° 6.17 EVALUACIÓN DE SEPARADOR

Equipos

(TAG)

Diámetro (pulg.) Altura (ft.)

Existente Cálculo Existente Cálculo

Separador de Fluido Refrigerante

(D-3135) 72 74 12 10.08


El diámetro calculado (74 pulg.) para poder separar el flujo de fluido refrigerante es mayor

que el que tiene el equipo existente en planta (72 pulg.), por lo que es necesario

implementar un equipo nuevo:

CUADRO N° 6.18 DISEÑO DE SEPARADOR

Equipo (TAG) Diámetro (plg.) Altura (ft.)

Separador de Fluido Refrigerante

(D-3535) 54 6.47


6.4.Sistema de Regeneración de Glicol

Para el Sistema de Regeneración de Glicol se modificó la composición del Glicol

considerada en el diseño, se redujo el porcentaje en masa de Glicol de 85 % a 80 %;

composición usada en operación de la planta actual.

Comparando el Balance de Masa y Energía realizado para diseñar el Sistema de

Regeneración de Glicol existente en la planta y la Simulación del Sistema de Regeneración

de Glicol:

72

CUADRO N° 6.19 EVALUACIÓN DEL SISTEMA DE REGENERACIÓN DE GLICOL

Equipo Característica Planta Actual Simulación

Regenerador de MEG Duty (MMBTU/hr) 1.284 1.147

Columna de Regeneración de MEG Diámetro (ft.) 1.5 1.5

Duty (MMBTU/hr) 0.1320 0.03003

Intercambiador MEG/MEG Duty (MMBTU/hr) 0.869155 1.292

Bomba de MEG Caudal Máximo (GPM) 16 21.38


Para el caso del Intercambiador MEG/MEG, se plantea modificar el número de tubos y el

haz de tubos para aumentar el duty del equipo, usando el mismo diámetro de coraza, se

calcula:

CUADRO N° 6.20 DISEÑO DEL INTERCAMBIADOR MEG/MEG

Equipo (TAG) Duty (MMbtu/hr) N° de Tubos en U Diámetro de

Coraza (pulg.)

Intercambiador MEG/MEG 1.292 42 12


CUADRO N° 6.21 DISEÑO DE HAZ DE TUBOS

Haz de Tubos del Equipo Existente Haz de Tubos Nuevo

N° de Agujeros Usados N° Total de Agujeros Nuevo N° de Agujeros

48 70 88

Fuente: Data Sheet del Equipo, Elaboración Propia

La disposición de los tubos dentro del nuevo haz se muestra en la siguiente figura 6-1:

Figura 6-1: Nuevo Haz de Tubos de Intercambiador MEG/MEG


73

Para la bomba se plantea implementar una bomba en paralelo capaz de impulsar el flujo

restante de Glicol, esta bomba tiene las siguientes características:

CUADRO N° 6.22 ESPECIFICACIÓN DE BOMBA


Bomba de MEG (P-1250) 6.64 1.25733


6.5.Sistema de Fluido Térmico

Para poder calcular que modificaciones que se deben realizar en el horno para poder

procesar 60 MMPCSD, se usan los datos de la simulación de la ampliación con una carga a

20 MMPCSD y de la simulación de la planta actual operando a 40 MMPCSD, con esto se

realiza una simulación del horno de la planta actual como si operara a 60 MMPCSD; en

base a lo descrito en el punto 5.7, comparando con el horno de la planta actual, se obtienen

los siguientes resultados:

CUADRO N° 6.23 EVALUACIÓN DEL HORNO

Características Equipo Existente Cálculo

Zona Radiante

Diámetro de Tubería (plg.) 5.563 7.39

Zona Convectiva

N° de Filas 4 6

Total

Duty (MMBTU/h) 29.43 46.21

Quemadores 4 6


Los quemadores que tiene el horno de la planta actual tienen una liberación de calor normal

de 8.77 MMBTU/hr, por lo que para determinar el número de quemadores necesarios para

el horno nuevo se divide el duty total del equipo entre el calor liberado por estos

quemadores, en este caso se requerirían 6 quemadores en total.

Realizar modificaciones al horno con el que cuenta la planta presenta las siguientes

complicaciones:

Para poder modificar el horno internamente, se tiene que parar la planta durante un

periodo largo de tiempo, lo que generaría un paro en la entrega de gas natural seco a

74

la empresa de generación eléctrico que lo consumo, lo que a su vez generaría

problemas de suministro eléctrico en la zona.

Alto riesgo en la construcción y montaje del nuevo serpentín de tubos dentro del

horno.

Por estas razones, se opta por la implementación de un horno nuevo, para realizar estos

cálculos, se usan los datos de la simulación de la ampliación con una carga a 20 MMPCSD

y en base a lo descrito en el punto 5.7 se obtienen los siguientes resultados:

CUADRO N° 6.24 DISEÑO DEL HORNO

Zona Radiante

N° de Tubos 26

Diámetro de Tubería (plg.) 5.563

Zona Convectiva

N° de Filas 4

Duty (MMbtu/h) 18.46


Para la Bomba de Fluido de Térmico:

CUADRO N° 6.25 EVALUACIÓN DE LA BOMBA

Equipo

Caudal según la

Simulación a 40

MMPCSD (GPM)

Cauda Máximo

Disponible (GPM)

Caudal según la

Simulación a 60

MMPCSD (GPM)

Bomba de

Fluido

Térmico

554 696 936.48


Se plantea implementar una bomba en paralelo capaz de impulsar el flujo restante de Fluido

Térmico, esta bomba tiene las siguientes características:

CUADRO N° 6.26 DISEÑO BOMBA


Bomba de Fluido Térmico (P-1230) 382.65 23.8589


6.6.Tanques Acumuladores

Se opta por implementar Tanques Acumuladores nuevos por las siguientes razones:



75



A la salida de los Tanques Acumuladores se tienen lazos de control que regulan los

flujos que se envían como reflujo, por lo que el uso de los equipos existentes

implica modificar los lazos de control de estos tanques.

En base a lo descrito en el punto 5.7; se diseñan los Tanques Acumuladores

CUADRO N° 6.27 DISEÑO DE TANQUES ACUMULADORES

Equipos (TAG) Diámetro

(20MMPCSD) (ft)

Longitud

(20 MMPCSD) (ft)

Acumulador de Reflujo de Torre Debutanizadora

(D-3515) 6 28

Tanque de HAS

(D-3520) 8 21

Acumulador de Fluido Refrigerante

(D-3525) 2 6

Tanque de Fluido Térmico

(D-3570) 6 22


76

CAPÍTULO 7: EVALUACIÓN ECONÓMICA

Costo por Equipos

Para escalar los costos de equipos que se determinan mediante los métodos de cálculos del

punto 5.10, se usa el índice de costos CEPCI (Chemical Engineering Plant Cost Index) del

“Chemical Engineering” de febrero del 2012 el cual tiene el valor de 596.3.

Se calcula el costo de los equipos (Costo de Módulo Simple, CBM) en base al costo de

compra (CP), el Factor de Material (FM), el Factor de Presión (FP) y el Factor de Módulo

Simple (FBM) según lo descrito en el punto 5.10 y se escala su valor por inflación según lo

descrito en el punto 5.10.1, obteniéndose los siguientes resultados:

a. Separadores

CUADRO N° 7.1 COSTO DE SEPARADORES

Equipo D-3500 D-3585 D-3610 D-3535 D-3505 D-3510

Orientación Vertical Vertical Vertical Vertical Horizontal Horizontal

CP ($,1982) 8 000 7 000 1 900 6 000 6 000 6 000

Material Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

FM 1 1 1 1 1 1

Presión (barg) 25.86 25.86 13.79 17.24 25.86 25.86

FP 2.4 2.4 2 2 2.4 2.4

FBM 6.6 6.6 5.6 6 5.3 5.3

CBM ($,02/2012) 99 951 87 457 20 141 68 148 60 197 60 197


77

b. Torres de Absorción y Fraccionamiento

CUADRO N° 7.2 COSTO DE TORRES

Equipos T-2200 T-2210

D (m) 1.524 1.676

N° Plat. Teór. 13 20

Ef. 0.50 0.84

N° Plat. Reales 26 24

Sep. de Platos (m) 0.6096 0.6096

Altura (m) 15.85 14.63

Cp /Plato ($, 1982) 350 400

Fq (Factor de Cantidad) 1 1

Material Acero al Carbón Acero al Carbón

FBM 1.2 1.2

Costo Platos ($, 1982) 10920 11520

CP Recipiente ($, 1982) 30000.00 30000.00

CP Total ($,1982) 39100.00 39600.00

Presión (barg) 24.13 17.56

FP 2.4 1.9

FM 1 1

FPxFM 2.4 1.9

FBM 6.2 6

Costo Recipiente ($, 1982) 186 000 180 000

CBM ($, 1982) 196 920 191 520

CBM ($, 02/2012) 372 772 362 550


c. Intercambiadores de Calor

CUADRO N° 7.3 COSTO DE INTERCAMBIADORES DE CALOR

Equipos E-6200 E-6210 E-6230 E-6235 E-6240 E-6220 E-6150

Área (m2) 376.49 125.25 67.687 41.27 67.48 228.31 50.90

Cp ($, 1982) 22 000 12 000 8 000 5 000 8 000 21 000 6 000

Presión (barg) 25.85 25.85 26.54 17.92 17.92 25.85 8.27

Fp 1 1 1 1 1 1 1

Material Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

Acero al

Carbón

FM 1 1 1 1 1 1 1

FPxFM 1 1 1 1 1 1 1

FBM 3.2 3.2 3.2 3.2 3.2 3.2 3.2

CBM (02/2012) 133 268 72 691 48 461 30 288 48 461 127 210 36 345


78

d. Aero-Enfriadores

CUADRO N° 7.4 COSTO DE AERO-ENFRIADORES

Equipos Área (m2) Cp ($, 1982)

Presión

(barg) Fp Material FM FPxFM FBM

CBM

(02/2012)

AC-7200 3201.554 39 000 17.24 1 Acero al

Cabón 1 1 3 221 482

AC-7205 3201.554 39 000 17.24 1 Acero al

Cabón 1 1 3 221 482

AC-7210 1180.278 22 000 17.24 1 Acero al

Cabón 1 1 3 124 939

AC-7215 1768.853 80 000 20.68 1 Acero

Galvanizado 1 1 3 454 323


e. Bombas

CUADRO N° 7.5 COSTO DE BOMBAS

Equipo P-1200/1205 P-1210/1215 P-1220/1225 P-1230/1235 P-1240/1245 P-1250/1255

Tipo de Bomba Centrífuga Centrífuga Centrífuga Centrífuga Centrífuga Reciprocante

Potencia (kW) 0.279404 3.02297 15.6291 23.8589 16.9798 1.25733 CP ($, 1982) 2 200 5 000 9 500 9 000 10 000 8 000 Presión de

Succión (barg) 20.09 19.46 10.70 4.82 7.58 0

FP 1.5 1.5 10. 0.8 0.9 0.6 Material Acero Acero Acero Acero Acero Acero FM 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4 1.4

FPxFM 2.1 2.1 1.4 1.12 1.26 0.84 FBM 5 5 3.6 3 3 3 CBM ($, 02/2012) 20 823 47 325 64 741 51 111 56 790 45 432


79

Considerando que por cada bomba se debe tener una bomba de repuesto, se tiene lo

siguiente:

CUADRO N° 7.6 COSTO DE BOMBAS CON REPUESTO

Equipo CBM ($, 02/2012)

P-1200/1205 41 646

P-1210/1215 94 650

P-1220/1225 129 482

P-1230/1235 102 222

P-1240/1245 113 580

P-1250/1255 90 864


f. Compresores

CUADRO N° 7.7 COSTO DEL COMPRESOR

Equipo C-5120

Potencia (kW) 921.26

Tipo Compresor Rotatorio

CP ($, 1982) 190 000

Material Acero al Carbón

FBM 2.2

Tipo de Impulsor A prueba de Explosión

CP Motor ($, 1982) 40 000

FBM 1.5

Costo Total ($, 1982) 478 000

Costo Total ($, 02/2012) 904 861


g. Horno

CUADRO N° 7.8 COSTO DEL HORNO

Equipo H-8200

Carga Térmica (kJ/s) 5405.28

CP ($, 1982) 250 000

Material Acero al Carbón

FBM 2.1

Presión (barg) 17.23

FP 1

CBM ($,1982) 525 000

CBM (02/2012) 993 833


80

Estudio de Inversión

Para determinar la inversión total, se ha considerado que los montos a invertir son un

porcentaje determinado del costo por equipos, estos porcentajes se determinaron con la

inversión realizada para la implementación de la planta actual.

CUADRO N° 7.9 INVERSIÓN DE AUXILIARES A ISBL

Rubro Item Porcentaje Respecto

al Costo por Equipos

Costo

Estimado ($)

Equipos ISBL Costo por Equipos - 5 510 796

Auxiliares ISBL

Paquetes y Misceláneos 4.6% 254 716

Estación de Medición 4.5% 246 724

Generador de Emergencia 0.3% 19 096

Sistema Control (DCS) 1.3% 72 186

Sistema ESD 0.7% 39 731

Sistema F&G 0.6% 35 722

MCC / Switchgears & Transformadores de Potencia 5.6% 309 505

Sistema Contra Incendio 4.1% 224 727

VFD (Variador de Frecuencia) 1.7% 95 260

UPS (Sistema Initerrumpido de Energía) 0.6% 31 554

Subtotal 1 329 226

Fuente: GMP, Elaboración Propia

CUADRO N° 7.10 INVERSIÓN DE MATERIALES


al Costo por Equipos Costo Estimado ($)


Materiales

Tubería & Accesorios 9.4% 516 359

Válvulas 4.4% 244 650

Eléctricos 10.9% 602 432

Instrumentos 6.9% 381 832

Estructuras Metálicas 2.7% 149 370

Aislamientos Térmicos 2.5% 136 165

Subtotal 2 030 812


81

CUADRO N° 7.11 INVERSIÓN DE CONSTRUCCIÓN Y MONTAJE DE ISBL

Rubro Item

Porcentaje

Respecto

al Costo por

Equipos

Costo

Estimado ($)


Costos

Directos

de

Construcción

y Montaje

ISBL

Movimiento de Tierra y Sistemas Enterrados 2.7% 150 291

Concreto 9.6% 529 641

Montaje de Estructura Metálica 0.3% 19 041

Prefabricación de Tuberías y Soportes Auxiliares 1.2% 65 778

Montaje de Tuberías y Soportes Auxiliares 2.6% 142 027

Montaje Mecánico de Equipos 4.3% 238 330

Montaje Eléctrico 3.1% 170 804

Montaje de Instrumentación 1.7% 95 842

Instalación de Aislamiento Térmico de Equipos 0.4% 21 519

Instalación de Aislamiento Térmico de Tuberías 0.2% 11 879

Suministro y Aplicación de Pintura de Equipos y

Tuberías 0.4% 23 758

Prealistamiento (Precommissioning) 1.1% 60 853

Commissioning & Start Up 0.8% 43 466

Subtotal 1 573 234


CUADRO N° 7.12 INVERSIÓN DE CONSTRUCCIÓN Y MONTAJE DE OSBL



Costo Estimado

($)


Costos

Directos

de

Construcción

y Montaje

OSBL

Movimiento de Tierra y Sistemas

Enterrados 14.0% 773 006

Concreto 8.8% 484 799

Montajes de Estructura Metálica 0.5% 29 700

Montaje de Tuberías y Soportes Auxiliares 6.6% 360 966

Montaje Mecánico de Equipos 4.1% 223 521

Montaje Eléctrico 1.7% 94 196

Montaje de Instrumentación 0.7% 39 291

Suministro y Aplicación de Pintura de

Equipos y Tuberías 0.7% 39 833

Prealistamiento (Precommissioning) 1.4% 76 727

Commissioning & Start Up 1.0% 54 805

Subtotal 2 176 847


82

CUADRO N° 7.13 INVERSIÓN TOTAL



Costo

Estimado ($)

Equipos ISBL - 5 510 796

Auxiliares ISBL 1 329 226

Materiales 2 030 812

Costos Directos de Construcción y Montaje ISBL 1 573 234

Costos Directos de Construcción y Montaje OSBL 2 176 847

Costo Técnico 12 620 917

Contingencia (5% Costo Técnico) 631 045

Indirectos

Ingeniería ISBL 11.4% 626 337

Ingeniería OSBL 3.8% 209 841

Levantamiento Topográfico y Estudio Geotécnico 0.7% 41 283

Soporte de Ingeniería al Campo 3.6% 201 044

Total 14 330 470


Costo de Operación y Mantenimiento

Para el Costo de Operación se consideran los siguientes costos:

o Insumos Químicos: Las reposiciones de los compuestos usados en los sistemas de

refrigeración (propano), regeneración de glicol (glicol y MEA usado para controlar

el pH del glicol) y de fluido térmico (Therminol).

o Consumo Eléctrico: El cual está dado por las bombas, aero-enfriadores y el

compresor.

o Mano de Obra: Se considera que para operar las nuevas unidades es necesario un

operador adicional por turno.

o Seguro: Se toma como un porcentaje de la inversión total.

83

CUADRO N° 7.14 COSTO DE OPERACIÓN – CASO BASE

Costo de Operación

Materia Prima

Total ($) 7 490 044

Insumos Químicos

Insumo

Químico Consumo (kg.) Costo ($/kg.) Costo Total ($)

Therminol 900 5.75 5 175

Glicol 11 280 2.30 25 944

Propano 120 000 1.11 133 200

MEA 209 4.62 965

Total 165 284

Servicios

Electricidad

Equipo Potencia (kW) Costo ($ /MW-h) Costo Total ($)

P-1200/1205 0.279

60

146

P-1210/1215 3.023 1 588

P-1220/1225 15.629 8 214

P-1230/1235 23.859 12 540

P-1240/1245 16.980 8 924

P-1250/1255 1.257 660

C-5120 921.260 484 214

AC-7200 83.146 43 701

AC-7205 83.146 43 701

AC-7210 5.444 2 861

AC-7215 25.876 13 600

Total 620 154

Mano de Obra

Puesto Persona/Turno Total Personas Salario (S/. / mes) Costo Total ($)

Operador 1 5 3 000 80 769

Seguro

Porcentaje Respecto a Inversión Total 1% 143 304

Costo Op. ($) 8 499 557


84

El Costo de Mantenimiento se considera como el 6% del costo por equipos:

CUADRO N° 7.15 COSTO DE MANTENIMIENTO – CASO BASE

Costo de Mantenimiento

Costo por Equipos ($) Porcentaje Costo Total ($)

5 510 796 6% 330 647

Fuente: Procesos de Ingeniería Química – G.D. Ulrich (18)

Ingresos

Los ingresos están dados por la producción de GLP y de HAS:

CUADRO N° 7.16 INGRESOS – CASO BASE

Producto Producción Unidades Precio Unidades Ingresos ($)

GLP 1 977.46 kg/hr. 1.72 S/. /kg 11 446 225

HAS 6 224.40 gal/d 5.00 S/. /gal 4 369 050

Total 15 815 275


Depreciación

Para la evaluación económica se considera depreciación lineal total en un periodo de 15

años.

85

Flujo de Caja (en MM$)

CUADRO N° 7.17 FLUJO DE CAJA – CASO BASE

Año Calendario 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018 2019 2020 2021 2022 2023 2024 2025 2026 2027

Año de Operación 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

Inversión -14.33

Costo de Operación -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50 -8.50

Costo de Mantenimiento -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33 -0.33

Depreciación -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96

Ingresos 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82 15.82

Utilidad Bruta 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03 6.03

Impuestos (33.5% Ut. Bruta) -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02 -2.02

Utilidad Neta 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01 4.01

Flujo de Caja -14.33 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97 4.97


86

Cálculo del VAN, TIR y PAY-OUT.

El Valor Actual Neto Calculado a diferentes tasas de descuento es el siguiente:

CUADRO N° 7.18 VAN – CASO BASE

Tasa Descuento VAN ($)

0% 60 146 309

1% 53 971 445

2% 48 497 693

3% 43 633 780

4% 39 301 579

5% 35 434 060

6% 31 973 582

7% 28 870 470

8% 26 081 811

9% 23 570 462

10% 21 304 196

11% 19 254 999

12% 17 398 463

13% 15 713 280

14% 14 180 808

15% 12 784 709

16% 11 510 629

17% 10 345 940

18% 9 279 505

19% 8 301 484

20% 7 403 171

21% 6 576 843

22% 5 815 642

23% 5 113 462

24% 4 464 862

25% 3 864 980


87

Figura 7-1: VAN a Diferentes Tasas de Descuento – Caso Base


La tasa interna de retorno (TIR) tiene el siguiente valor:

El tiempo de recuperación es de 2.89 años, como se muestra en la figura 7-2:

Figura 7-2: Periodo de Recuperación de la Inversión – Caso Base


0

10000000

20000000

30000000

40000000

50000000

60000000

70000000

0% 5% 10% 15% 20% 25% 30%

Val

or

Act

ual

Ne

to($

)

Tasas de Descuento

-20000000

-15000000

-10000000

-5000000

0

5000000

10000000

15000000

20000000

25000000

0 1 2 3 4 5 6 7 8

Flu

jo d

e C

aja

Acu

mu

lad

o

Años

88

Análisis de Sensibilidad

Caso 1: La planta operando con una carga de 15 MMPCSD de Gas Natural Asociado.

El Costo de Operación en este caso es el siguiente:

CUADRO N° 7.19 COSTO DE OPERACIÓN – CASO 1

Costo de Operación

Materia Prima

Total ($) 5 560 678

Insumos Químicos

Insumo


Therminol 900 5.75 5 175

Glicol 11 280 2.30 25 944

Propano 120 000 1.11 133 200

MEA 209 4.62 965

Total 165 284

Servicios

Electricidad


P-1200/1205 0.208

60

109

P-1210/1215 3.004 1 578

P-1220/1225 14.722 7 737

P-1230/1235 23.962 12 594

P-1240/1245 16.979 8 924

P-1250/1255 1.260 662

C-5120 884.922 465 115

AC-7200 83.146 43 701

AC-7205 83.146 43 701

AC-7210 5.444 2 861

AC-7215 25.876 13 600

Total 600 585

Mano de Obra


Operador 1 5 3 000 80 769

Seguro


Costo Op. ($) 6 550 623


89

Los ingresos con una carga de 15 MMPCSD son los siguientes:

CUADRO N° 7.20 INGRESOS – CASO 1

Producción


GLP 1 488.77 kg/hr. 1.72 S/. /kg 8 617 523

HAS 4 418.40 gal/d 5.00 S/. /gal 3 101 376

Total 11 718 900


90

El flujo en MM$ de caja es el siguiente:

CUADRO N° 7.21 FLUJO DE CAJA (CARGA DE 15 MMPCSD) – CASO 1

Año Calendario 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018 2019 2020 2021 2022 2023 2024 2025 2026 2027

Año de Operación 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

Inversión -14.33



Depreciación -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96

Ingresos 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72 11.72

Utilidad Bruta 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88 3.88


Utilidad Neta 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58 2.58

Flujo de Caja -14.33 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54 3.54


91

El Valor Actual Neto a Distintas Tasas de Descuentos es el siguiente:

CUADRO N° 7.22 VAN – CASO 1


0% 38 725 590

1% 34 367 525

2% 30 508 120

3% 27 082 378

4% 24 034 665

5% 21 317 251

6% 18 889 095

7% 16 714 827

8% 14 763 898

9% 13 009 866

10% 11 429 791

11% 10 003 732

12% 8 714 320

13% 7 546 389

14% 6 486 676

15% 5 523 557

16% 4 646 820

17% 3 847 483

18% 3 117 626

19% 2 450 252

20% 1 839 172

21% 1 278 895

22% 764 549

23% 291 794

24% -143 234

25% -543 989


92

Figura 7-3: VAN a Diferentes Tasas de Descuento – Caso 1



El tiempo de recuperación es de 4.05 años, como se muestra en el siguiente gráfico:

Figura 7-4: Periodo de Recuperación de la Inversión – Caso 1


-5000000

0

5000000

10000000

15000000

20000000

25000000

30000000

35000000

40000000

45000000

0% 5% 10% 15% 20% 25% 30%

Val

or

Act

ual

Ne

to($

)

Tasas de Descuento

-20000000

-15000000

-10000000

-5000000

0

5000000

10000000

15000000

0 1 2 3 4 5 6 7 8

Flu

jo d

e C

aja

Acu

mu

lad

o

Años

93

Caso 2: La planta operando con una carga de 10 MMPCSD de Gas Natural Asociado.

El Costo de Operación en este caso es el siguiente:

CUADRO N° 7.23 COSTO DE OPERACIÓN – CASO 2

Costo de Operación

Materia Prima

Total ($) 3 431 890

Insumos Químicos

Insumo


Therminol 900 5.75 5 175

Glicol 11 280 2.30 25 944

Propano 120 000 1.11 133 200

MEA 209 4.62 965

Total 165 284

Servicios

Electricidad


P-1200/1205 0.139

60

72

P-1210/1215 2.999 1 576

P-1220/1225 13.846 7 277

P-1230/1235 24.060 12 645

P-1240/1245 16.979 8 924

P-1250/1255 1.262 663

C-5120 854.034 448 880

AC-7200 83.146 43 701

AC-7205 83.146 43 701

AC-7210 5.444 2 861

AC-7215 25.876 13 600

Total 583 903

Mano de Obra


Operador 1 5 3 000 80 769

Seguro


Costo Op. ($) 4 405 152


94

Los ingresos con una carga de 15 MMPCSD son los siguientes:

CUADRO N° 7.24 INGRESOS - CASO 2

Producción


GLP 1 007.18 kg/hr. 1.72 S/. /kg 5 829 883

HAS 1 862.28 gal/d 5.00 S/. /gal 1 307 177

Total 7 137 061


95

El flujo en MM$ de caja es el siguiente:

CUADRO N° 7.25 FLUJO DE CAJA (CARGA DE 10 MMPCSD) - CASO 2

Año Calendario 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018 2019 2020 2021 2022 2023 2024 2025 2026 2027

Año de Operación 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

Inversión -14.33



Depreciación -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96 -0.96

Ingresos 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14 7.14

Utilidad Bruta 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45 1.45


Utilidad Neta 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96 0.96

Flujo de Caja -14.33 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92 1.92


96

El Valor Actual Neto a Distintas Tasas de Descuentos es el siguiente:

CUADRO N° 7.26 VAN - CASO 2


0% 14 422 814

1% 12 125 990

2% 10 098 135

3% 8 304 064

4% 6 713 660

5% 5 301 092

6% 4 044 151

7% 2 923 700

8% 1 923 214

9% 1 028 392

10% 226 830

11% -492 248

12% -1 138 234

13% -1 719 318

14% -2 242 664

15% -2 714 548

16% -3 140 481

17% -3 525 309

18% -3 873 304

19% -4 188 234

20% -4 473 436

21% -4 731 865

22% -4 966 145

23% -5 178 606

24% -5 371 328

25% -5 546 164


97

Figura 7-5: VAN a Diferentes Tasas de Descuento – Caso 2



El tiempo de recuperación es de 7.48 años, como se muestra en el siguiente gráfico:

Figura 7-6: Periodo de Recuperación de la Inversión – Caso 2


-10000000

-5000000

0

5000000

10000000

15000000

20000000

0% 5% 10% 15% 20% 25% 30%

Val

or

Act

ual

Ne

to($

)

Tasas de Descuento

-16000000

-14000000

-12000000

-10000000

-8000000

-6000000

-4000000

-2000000

0

2000000

4000000

0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

Flu

jo d

e C

aja

Acu

mu

lad

o

Años

98

CAPÍTULO 8: CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES

Conclusiones

Para poder ampliar la Capacidad de la Planta de Procesamiento de Gas Natural

Pariñas, se debe instalar, en paralelo, los siguientes equipos nuevos en el Área de

Procesos:

o Torres de Absorción y Fraccionamiento: Torre Deetanizadora y Torre

Debutanizadora

o Intercambiadores de Calor: Gas/Gas, “Chillers” de Propano, Reboiler de

Torre Deetanizadora, Fondo/Tope Debutanizadora, Reboiler de Torre

Debutanizadora y Condensadores de Torre Deetanizadora.

o Aero-Enfriadores: Condensador de Reflujo de Torre Debutanizadora y Aero-

Enfriador de solvente HAS

o Separadores: Separador de Gas de Entrada, Gas Residual, Gas Combustible

y Separador Frío.

o Acumulador de Reflujo de Torre Deetanizadora

Se debe instalar un nuevo sistema de Refrigeración con Propano en paralelo al

sistema de Refrigeración existente.

Se requiere instalar un nuevo Horno en paralelo para poder ampliar la capacidad de

la planta.

Para poder utilizar el Sistema de Regeneración de Glicol de la Planta Actual, se

debe modificar el Intercambiador MEG/MEG e instalar una bomba de glicol que

trabaje en paralelo con la que ya opera la planta.

Se pueden instalar los equipos nuevos dentro de las áreas libres de la planta, sin la

necesidad tener que efectuar el retiro de los equipos de la planta antigua (área en la

cual se encuentran los equipos que se utilizaban antes de la última modernización de

la planta).

99

Del Estudio de Mercado se concluye lo siguiente:

Se disponen de reservas suficientes para poder abastecer la nueva demanda

de Gas Natural Asociado que generará la ampliación por 21 años.

La demanda proyectada de GLP en la zona es mayor que la producción

proyectada, por lo que este producto va tener mercado en donde

comercializarse hasta que se dé la ampliación de la refinería Talara que está

prevista para el 2016.

Asimismo, la demanda del solvente HAS usado como solvente de pinturas

es mayor que su producción, por lo que este producto tiene un mercado

donde puede ser comercializado.

Para el caso en que la alimentación adicional a la planta sea de 20 MMPCSD

(adicionales a la capacidad de la planta actual), la TIR es de 34.23%, lo que

significa una alta rentabilidad, pero hay tener en cuenta que la planta no va a

procesar su carga máxima durante toda su operación (debido a que el consumo del

Gas Natural Seco depende de la demanda eléctrica), es por ello que se evalúan los

casos en que la carga sea de 15 MMPCSD y 10 MMPCSD.

Para el caso en que la alimentación adicional a la planta sea de 15 MMPCSD, la

TIR es de 23.66%, lo que significa que la ampliación es rentable aun cuando no se

opera a carga máxima.

Para el caso en que la alimentación adicional a la planta sea de 10 MMPCSD, la

ampliación deja de ser rentable, pero este caso asumido es el más pesimista.

En los tres casos, el tiempo de recuperación de la inversión es menor que la

duración calculada en el estudio de mercado de las reservas probadas (21.9 años),

incluso, el caso en que la carga a la planta sea de 10 MMPCSD que a pesar de no

ser rentable, tiene un tiempo de recuperación de la inversión dentro de la duración

de las reservas probadas.

100

Recomendaciones

Evaluar la ampliación y las modificaciones que se tienen que realizar para los

siguientes sistemas:

o Contra-incendio

o Control distribuido de la planta

o Flare

o Drenaje

o Eléctrico

o Almacenamiento

Evaluar que la distribución del glicol que sale del sistema de regeneración no tenga

problemas de contrapresión o un flujo inverso de glicol.

Considerar la producción de GLP de la Refinería Talara una vez que sea

modernizada, la que va afectar al mercado del GLP en la zona.

Utilizar las áreas libres de la planta para la instalación de los nuevos equipos de la

ampliación NO hacer uso del área de la planta antigua, debido a que implica tener

que realizar un plan de abandono, aumentando el costo del proyecto.

Efectuar los Estudios de Prefactibilidad y Factibilidad.

Solicitar el desarrollo de la Ingeniería Básica e Ingeniería de Detalle de la

Ampliación de la Planta.

101

CAPÍTULO 9: GLOSARIO

Gas Natural Asociado (GNA): Es el Gas Natural que es extraído junto al petróleo

crudo en pozos petrolíferos. Puede estar en el yacimiento como una capa libre,

también mezclado con el petróleo y presentarse como condensado formando una

sola faz líquida con él en determinadas condiciones de temperatura y presión.

Gas Natural Seco (GNS): Gas natural que tiene un bajo contenido de C3+ y cuyo

contenido básico es metano y etano.

GLP: Gas Licuado de Petróleo, se trata de una mezcla de propano y butano

comerciales para usos domésticos e industriales.

GPSA: Data Book del Gas Processors Suppliers Association.

HAS: Hidrocarburo Acíclico Saturado, se trata de un solvente orgánico con un alto

contenido de pentano.

MMPCSD: Millones de pies cúbicos estándar por día.

102

CAPÍTULO 10: BIBLIOGRAFÍA

Para el Estudio de Mercado:

1. Proyecto Modernización Refinería Talara - Petroperu

http://www.petroperu.com.pe/pmrt/Docs/0/bases-feed-epc-v-espanol-

espanol/Bases-FEED-EPC-Parte-2-de-3-Version-Espanol.pdf

(Visitado el 11/07/2012)

2. Análisis Técnico, Económico y Normativo de la Reducción del Precio de los

Balones de GLP – Centro para el Desarrollo Económico, Social y Ambiental.

http://www.bibliotecacentral.uni.edu.pe/bvirtual1/images/cd/2011/Analisis%20Balo

n%20GLP.pdf


3. El Mercado del GLP en el Perú: Problemática y Propuestas de Solución -

Osinergmin

http://www.osinerg.gob.pe/newweb/uploads/Estudios_Economicos/El%20Mercado

%20del%20GLP%20en%20el%20Peru%20Problematica%20y%20propuestas%20d

e%20solucion%20GFHL.pdf


4. Libro Anual de Reservas de Hidrocarburos - Minem

http://www.minem.gob.pe/publicacion.php?idSector=5&idPublicacion=429


5. Anuario Estadístico 2010 - PRODUCE

http://www2.produce.gob.pe/RepositorioAPS/1/jer/ANUARIO_ESTADISTICO/an

uario-estadistico-2010.pdf


6. Subsector Pinturas - PRODUCE

http://www2.produce.gob.pe/RepositorioAPS/2/jer/SECTPERFMAN/2422.pdf


7. Nuevas Proyecciones Nacionales de Población del Perú por Departamentos, Urbano

y Rural y Sexo 2005 a 2020 - INEI

http://www.inei.gob.pe/DocumentosPublicos/Proyeccion.pdf


8. Reservas de Gas Natural: Anuario 2011 - Capítulo III

http://www.minem.gob.pe/minem/archivos/file/Hidrocarburos/Anuario%202011/A

NUARIO%2011/CAPITULO%203.pdf


9. Reporte Sectorial – Industria de Fabricación de Pinturas – Instituto de Estudios

Económicos y Sociales – Sociedad Nacional de Industrias.

103

http://www.cmm.org.pe/Estadisticas/2011/Repor_Sectorial_Pinturas_marzo2011.pd

f


10. Listado Base De Plantas De Procesamiento De Hidrocarburos Registradas Al 15

Mayo Del 2012 – Osinergmin.

http://www.google.com.pe/url?sa=t&rct=j&q=listado%20base%20de%20plantas%2

0de%20procesamiento%20de%20hidrocarburos%20registradas%20al%2015%20m

ayo%20del%202012&source=web&cd=1&sqi=2&ved=0CEwQFjAA&url=http%3

A%2F%2Fwww.osinerg.gob.pe%2Fnewweb%2Fuploads%2FGFH%2FRH%2FPla

ntas%2520de%2520Procesamiento%2520de%2520Hidrocarburos.xls&ei=BnEiULf

bGIS_rQHsyoH4CA&usg=AFQjCNGbndd7Y8FS6PNQByO4AyqbXp3wZA&cad

=rja


11. Definición y Clasificación de Reservas 2007 - Minem

http://www.minem.gob.pe/publicacion.php?idSector=5&idPublicacion=34


12. Anuario 2010 – Actividades de Refinación – Minem

http://www.minem.gob.pe/minem/archivos/file/Hidrocarburos/publicaciones/Public

aciones%202011/Anuario%202010/CAPITULO%20IV.pdf


13. Anuario 2011 – Actividades de Refinación – Minem

http://www.minem.gob.pe/minem/archivos/file/Hidrocarburos/Anuario%202011/A

NUARIO%2011/CAPITULO%204.pdf


14. SCOP DOCS – Osinergmin

http://www.osinerg.gob.pe/osinerg/hidro/hidroNacionalGLP.htm


15. Fichas Técnicas de Pinturas:

http://www.chemifabrik.com.pe/hojas_tecnicas/bonn_epoxifen_finish_hs.pdf

http://www.promelsa.com.pe/pdf/86402017.pdf

http://www.chemifabrik.com.pe/hojas_tecnicas/bonn_epoxifen_primer_hs.pdf

http://www.chemifabrik.com.pe/hojas_tecnicas/bonn_mastic_hs_brillante.pdf

http://www.chemifabrik.com.pe/hojas_tecnicas/bonn_epoxitar_80_hs.pdf

http://www.chemisa.com.pe/img/fichas/Esmalte_Sintetico.pdf

http://www.chemisa.com.pe/img/fichas/Pint_Trafico_T_II.pdf

http://www.chemisa.com.pe/img/fichas/Pint._de_Trafico_Aereo.pdf

http://www.chemisa.com.pe/img/fichas/Pint_Trafico_Acrilico.pdf

http://jsuniversalcolors.com/RESUMEN%20DE%20PRODUCTOS/Productos/P

INTURA%20PARA%20PIZARRA.PDF


INTURA%20TRAFICO%20TTP-115%20F.PDF

104


INTURA%20TRAFICO%20TTP-115E.PDF


INTURA%20PARA%20TRAFICO%20TTP-110C..pdf


Para el Desarrollo del Modelo:

16. Diseño Conceptual de Separadores – Marcías J. Martínez.

http://www.4shared.com/office/doJ0rg5B/diseo_conceptual_de_separadore.html


17. GPSA (2004), Engineering Data Book, 12° Edición, Edit. Gas Processors Suppliers

Association, Tulsa, Oklahoma, USA.

18. Ulrich G.D. (1992), Diseño y Economía de los Procesos de Ingeniería Química,

McGraw-Hill Interamericana de México, México.

19. Índice de Costo – Chemical Engineering

http://www.che.com/download/ei/pdf/2012/ei_201206.pdf


Para la Disposición de Equipos:

20. Center for Chemical Process Safety of the American Institute of Chemical

Engineers (2003), Guidelines for Facility Siting and Layout, American Institute of

Chemical Engineers, USA

21. http://es.scribd.com/doc/57932451/GE-GAP-2-5-2-2001-Oil-and-Chemical-Plant-

Layout-and-Spacing-High-Quality


105

CAPÍTULO 11: ANEXOS

universidad nacional de ingeniería facultad de petróleo, gas natural ...

Documents

Transcript of universidad nacional de ingeniería facultad de petróleo, gas natural ...